BR0108294B1 - processo integrado para produzir um composto aromático substituìdo com alquenila. - Google Patents

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Description

"PROCESSO INTEGRADO PARA PRODUZIR UM COMPOSTO AROMÁTICO SUBSTITUÍDO COM ALQUENILA"
Esta invenção refere-se a um processo de preparação de um composto aromático substituído com alquenila, tal como o estireno, a partir de um composto aromático, tal como o benzeno, e um alcano, tal como o etano. Produz-se hidrogênio como co-produto do processo.
Compostos aromáticos substituídos com alquenila, tais como estireno e α-metilestireno, são usados na produção de polímeros termoplásticos tais como, poliestirenos, copolímeros de acrilonitrila/butadieno/estireno (ABS), resinas de estireno/acrilonitrila (SAN), copolímeros elastoméricos de estireno/butadieno (SBR), e formulações para resinas de poliéster insaturado. Usa-se também o divinilbenzeno (vinilestireno) como um monômero de polimerização para borrachas sintéticas especiais, resinas de troca iônica, resinas de fundição, e poliésteres. O hidrogênio tem muitos usos, incluindo como fonte de combustível e como reagente em processos de hidrogenação.
O estireno é preparado convencionalmente por ~um processo de duas etapas partindo do benzeno e do etileno. Na primeira etapa, o benzeno, obtido como produto de refinaria, é alquilado com etileno para formar o etilbenzeno. Na segunda etapa, o etilbenzeno é desidrogenado para formar o estireno. O etileno para a etapa de alquilação é derivado tipicamente do craqueamento de vapor ou térmico de hidrocarbonetos saturados ricos em gás natural, etano, propano, e butanos, ou a partir do craqueamento de nafta.. A alquilação pode ser realizada em fase de vapor na presença de zeólitos ou ácidos de Lewis tendo uma razão molar de sílica/alumínio elevada, tal como o zeólito ZSM- 5. Alternativamente, a alquilação pode ser conduzida em fase líquida na presença de uma variedade de zeólitos ácidos, tais como beta zeólitos e mordenita. Desenvolveu- se tecnologia mais recente para a produção de etilbenzeno a partir de uma corrente de etileno diluído num reator de fase mista, divulgada por ABB Lummus Global e CDTech na patente U.S. N0 5.756.872. Tipicamente, obtém-se a corrente de etileno diluído a partir de gases liberados de uma operação de craqueador catalítico de fluido de refinaria de petróleo (FCC). Tipicamente, a desidrogenação do etilbenzeno até estireno é conduzida adiabaticamente ou isotermicamente na presença de um catalisador compreendendo um óxido metálico ou uma mistura do mesmo, por exemplo, óxido de ferro ou óxido de cromo, em combinação com óxidos de metais alcalinos. Usa- se vapor d'água a aproximadamente 8000C como fonte de energia e é premisturado diretamente com o etilbenzeno. O método convencional de preparação de estireno possui desvantagens em vários aspectos. Em primeiro lugar, os craqueadores usados para preparar o etileno são de construção e manutenção muito caras, e sua operação consome muita energia. Em segundo lugar, a facilidade de produção de estireno deve localizar-se no sítio do craqueador, porque o transporte de etileno é muito caro. Em terceiro lugar, o etileno necessário para a etapa de alquilação deve ser essencialmente puro, do contrário obtém-se produtos alquilados indesejáveis no reator de alquilação e reduz-se significativamente a vida útil do catalisador de alquilação. Uma vez que o craqueamento de etano produz uma variedade de produtos além do etileno incluindo, por exemplo, propileno, acetileno, hidrocarbonetos saturados e insaturados de C4, e hidrocarbonetos de C5 e C9+, o efluente do craqueador deve ser separado, por exemplo, por destilação extrativa, fracionamento, e/ou hidrogenação seletiva, para obter o etileno puro. Estas separações aumentam significativamente o custo de produção do etileno puro. A tecnologia mais recente de usar uma corrente de etileno diluído derivado de gases liberados de operações de FCC possui desvantagens semelhantes àquelas mencionadas anteriormente. A facilidade de produção de estireno deve localizar-se no sítio da refinaria de petróleo, e a separação extensiva e a purificação do efluente de FCC devem ser conduzidas para remover, por exemplo, gases ácidos, microcontaminantes que podem afetar a vida útil do catalisador de alquilação, e hidrocarbonetos de C3 e mais pesados, para obter um etileno apropriado para alimentar numa unidade de alquilação. A obtenção de uma corrente de etileno apropriado é responsável por cerca de 40 por cento do custo de matéria-prima de etilbenzeno. Como uma alternativa para processos de craqueamento, o etileno pode ser obtido a partir da desidrogenação do etano, como divulgado na patente U.S. N0 5.430.211 e na EP-Bl-O.637.578. Estes processos contam com catalisadores seletivos, tais como platina e/ou gálio, e possivelmente um ou mais óxidos de metal alcalino ou alcalino-terroso sobre um suporte, tal como zeólito de mordenita ou fases selecionadas de alumina, para produzir correntes diluídas e essencialmente limpas de etileno em etano. Correntes de etileno diluído produzidas a partir destes processos de desidrogenação são conhecidos para produzir com sucesso um benzeno alquilado tal como etilbenzeno, como divulgado, por exemplo, na patente U.S. N0 5.430.211 de The Dow Chemical Company.
Mais recentemente, divulgou-se um processo para produzir estireno na EP-A2-0.905.112, que combina a desidrogenação de etano e etilbenzeno num reator para produzir simultaneamente etileno e estireno. Integrado no processo global está um estágio de alquilação para produzir o etilbenzeno a partir do benzeno e uma corrente de etileno de reciclagem derivada do reator de desidrogenação. O processo envolve (a) alimentar numa unidade de alquilação uma corrente de benzeno e uma corrente de produto reciclado contendo etileno; (b) misturar a corrente na saída da unidade de alquilação, contendo etilbenzeno, com uma corrente contendo etano; (c) alimentar a mistura assim obtida numa unidade de desidrogenação contendo um catalisador capaz de simultaneamente desidrogenar etano até etileno e etilbenzeno até estireno; (d) alimentar o produto que deixa a unidade de desidrogenação numa unidade de separação para produzir uma corrente contendo essencialmente estireno e uma corrente contendo etileno; e (e) reciclar a corrente contendo etileno para a unidade de alquilação. Em outro aspecto deste processo, uma corrente contendo hidrogênio, etileno, e etano derivada do efluente de desidrogenação é separada por meio de um filtro de membrana para remover hidrogênio, e a corrente de etano e etileno enriquecida é reciclada até o reator de alquilação.
O processo integrado acima mencionado elimina vantajosamente a necessidade de um craqueador de etileno. Pelo lado negativo, entretanto, a recuperação de aromáticos neste processo é ineficiente. Desta maneira, aromáticos não recuperados, incluindo etilbenzeno não recuperado, são reciclados para o reator de alquilação onde eles são alquilados para formar um nível desvantajosamente elevado de pesados e alcatrões. Como uma desvantagem adicional deste processo, a separação de hidrogênio da corrente de reciclagem contendo etano e etileno é ineficiente. Desta maneira, a corrente de reciclagem contém uma concentração de hidrogênio que diminui desvantajosamente conversões de etano e de etilbenzeno no reator de desidrogenação. Além disso, ocorre uma perda desvantajosa de etano na corrente de hidrogênio. Não se recupera nenhuma energia da separação. Em vista do exposto acima, necessitam-se melhoramentos no processo para produzir compostos aromáticos substituídos com alquenila. Mais especificamente, seria vantajoso ter um processo que não exigisse um craqueador de olefina, tal como um craqueador de etileno ou propileno, e que não exigisse a separação e a purificação de efluentes de craqueamento para preparar uma olefina para alimentação direta numa unidade de alquilação. Neste aspecto isolado, o custo para produzir o composto aromático substituído com alquenila seria reduzido significativamente. Seria vantajoso também ter um processo que tivesse uma unidade de recuperação de aromáticos de eficiência elevada, tal que nenhuma concentração significativa de aromáticos outro que não a matéria-prima aromática, tal como o benzeno no caso da preparação do estireno, fosse reciclado para o reator de alquilação e nenhuma concentração significativa de aromáticos outro que não o aromático alquilado desejado, tal como o etilbenzeno no caso da preparação do estireno, fosse reciclado para o reator de desidrogenação. Tal processo produziria pouquíssimos subprodutos indesejáveis e vidas úteis mais longas de catalisador. Seria também vantajoso ter um processo no qual o hidrogênio produzido durante a desidrogenação fosse separado eficientemente de qualquer corrente de reciclagem para o reator de desidrogenação, tal que não houvesse nenhuma redução em conversões na etapa de dèsidrogenação. Uma vez que o hidrogênio é um artigo valioso, seria uma vantagem adicional recuperar o hidrogênio produzido no processo de desidrogenação. Esta invenção é um novo processo integrado de- preparar um composto aromático substituído com alquenila usando um composto aromático de C6-12 e um alcano de C2-5 como matérias-primas. Produz-se hidrogênio como co-produto neste novo processo. O processo desta invenção compreende: (a) contatar um alcano de C2-5 e um composto aromático substituído com alquila de C2-5 num reator de desidrogenação na presença de um catalisador de desidrogenação sob condições de processo suficientes para preparar uma corrente de efluente de desidrogenação compreendendo um composto aromático substituído com alquenila de C2-5, um composto aromático substituído com alquila de C2-5, um alcano de C2-5, um alceno de C2-5, e hidrogênio; (b) separar a corrente de efluente de desidrogenação sob condições suficientes para obter uma corrente gasosa, essencialmente não aromática compreendendo o alcano de C2-5/ o alceno de C2-5, e hidrogênio e uma corrente de aromáticos compreendendo o composto aromático substituído com alquenila de C2-5 e o composto aromático substituído com alquila de C2-5, a recuperação total de aromáticos sendo maior que cerca de 90 por cento em peso; (c) alimentar a corrente gasosa, essencialmente não aromática compreendendo o alcano de C2-5, o alceno de C2-5, e hidrogênio num reator de alquilação sendo que contata-se a corrente com um composto aromático de C6-12 na presença de um catalisador de alquilação sob condições de processo suficientes para preparar uma corrente de efluente de alquilação compreendendo um composto aromático substituído com alquila de C2-5, e opcionalmente, composto (s) aromático (s) poli (substituído (s) com alquila de C2-5) , e opcionalmente, composto aromático de C6.12 que não reagiu, e uma corrente gasosa compreendendo hidrogênio e o alcano de C2-5; (d) separar a corrente de efluente de alquilação sob condições suficientes para recuperar uma fração de composto aromático substituído com alquila de C2-5, e opcionalmente, uma fração de composto(s) aromático(s) poli (substituído (s) com alquila de C2-5) , e opcionalmente, uma fração de composto aromático de C6-I2; (e) reciclar o composto aromático substituído com alquila de C2-5 recuperado das etapas (b) e (d) no reator de desidrogenação da etapa (a); (f) separar a corrente gasosa compreendendo o alcano de C2-5 e o hidrogênio, obtida do reator de alquilação da etapa (c) , sob condições suficientes para obter uma corrente essencialmente pura de hidrogênio e uma corrente essencialmente pura de alcano de C2-5; e (g) reciclar o alcano de C2-5 da etapa (f) no reator de desidrogenação da etapa (a).
O processo desta invenção provê um método integrado novo de preparação de um composto aromático substituído com alquenila de C2-5, tal como estireno, a partir de um composto aromático de C6-I2, tal como o benzeno, e um alcano de C2-5, tal como o etano. O novo processo integra três processos: (1) a desidrogenação de um alcano de C2-5 para transformar a corrente de alceijo de C2-5 em alcano de C2-5; (2) a alquilação de um composto aromático de C6-I2 com a corrente compreendendo o alceno de C2-5 no alcano de C2-5 para formar o composto aromático substituído com alquila de C2-5 correspondente; e (3) a desidrogenação do composto aromático substituído com alquila de C2-5 até um composto aromático substituído com alquenila de C2-5. Como uma vantagem , do processo desta invenção, as desidrogenações do alcano de C2-5 e do composto aromático substituído com alquila de C2-5 ocorrem simultaneamente no mesmo reator usando um catalisador que é capaz das duas desidrogenações. Como uma vantagem significativa, o processo desta invenção não requer um craqueador para produzir o alceno de C2-5. Conseqüentemente, o processo desta invenção elimina os custos elevados de construção e de manutenção de uma facilidade de craqueador e os custos elevados das unidades de separações e de purificações associadas com a recuperação de olefina de C2-5 dos efluentes de craqueador. Uma vez que o processo desta invenção conta com alcanos de C2-5 como matéria-prima e uma vez que tais alcanos são rapidamente obteníveis, o processo desta invenção pode estar vantajosamente localizado em qualquer sítio desejado independente de uma refinaria de petróleo e uma facilidade de craqueador de olefina. O etano e o propano, por exemplo, são largamente obteníveis a custo razoável, enquanto que o etileno e o propileno não o são. Ainda como uma vantagem adicional, o processo desta invenção possui um estágio de recuperação de aromáticos de elevada eficiência, que resulta em seletividades mais elevadas para aromáticos substituídos com alquila de C2-5 e para aromáticos substituídos com alquenila de C2-5, seletividades mais baixas para subprodutos indesejáveis, tais como pesados e alcatrões, e vidas úteis mais longas para os catalisadores de alquilação e de desidrogenação. O mais vantajosamente, o processo desta invenção separa eficientemente o hidrogênio do alcano de C2-5, de modo a atingir-se conversões elevadas de alcano de C2-5 e de composto aromático substituído com alquila de C2-5 na etapa de desidrogenação. 0 hidrogênio recuperado satisfaz vantajosamente os padrões de pureza de grau comercial, tendo pureza de aproximadamente 99 por cento. Como uma vantagem adicional desta invenção, a recuperação de hidrogênio utilizando um turbodilatador produz energia para a operação dos estágios de desidrogenação e de alquilação ou outras operações unitárias ou processos a jusante.
A Figura 1 ilustra num fluxograma esquemático o processo desta invenção projetado com respeito à produção de etilbenzeno usando benzeno e etano como matérias-primas. Apresenta-se em seguida uma descrição detalhada da Figura 1.
A Figura 2 ilustra num fluxograma esquemático o processo desta invenção mostrado na Figura 1, exceto que o separador 31 é substituído por uma torre de separação 107, um condensador aéreo 119, e um tambor de refluxo 109, a unidade planejada para enriquecer a concentração de alceno da alimentação para o reator de alquilação. Apresenta-se em seguida também a descrição detalhada da Figura 2.
O novo processo desta invenção é um processo integrado para preparar um composto aromático substituído com alquenila de C2-5 usando um alcano de C2-5 e um composto aromático de C6-12 como matérias-primas de partida. 0 hidrogênio de grau químico, essencialmente puro é produzido como co-produto deste processo, e recupera-se a energia do processo para usá-la em operações unitárias de processo ou outras operações a jusante. O processo único desta invenção compreende: (a) contatar um alcano de C2-5 e um composto aromático substituído com alquila de C2-5 num reator de desidrogenação na presença de um catalisador de desidrogenação sob condições de processo suficientes para preparar uma corrente de efluente de desidrogenação compreendendo um composto aromático 9
substituído com alquenila de C2.5, um composto aromático substituído com alquila de C2-5, um alcano de C2-5, um alceno de C2-5, e hidrogênio; (b) separar a corrente de efluente de desidrogenação sob condições suficientes para obter uma corrente gasosa, essencialmente não aromática compreendendo o alcano de C2-5, o alceno de C2-5 e o hidrogênio e uma corrente de aromáticos compreendendo o composto aromático substituído com alquenila de C2-5 e o composto aromático substituído com alquila de C2-5, a recuperação total de aromáticos sendo maior que cerca de 90 por cento em peso; (c) alimentar a corrente gasosa, essencialmente não aromática compreendendo o alcano de C2-5, o alceno de C2-5 e o hidrogênio num reator de alquilação sendo que contata-se a corrente com um composto aromático de C6-12 na presença de um catalisador de alquilação sob condições de processo suficientes para preparar uma corrente de efluente de alquilação compreendendo um composto aromático substituído com alquila de C2-5, e opcionalmente, composto (s) aromático (s) poli (substituído (s) com alquila de C2.5) , e opcionalmente, composto aromático de C6-12 que não reagiu, e uma corrente gasosa compreendendo hidrogênio e o alcano de C2-5; (d) separar a corrente de efluente de alquilação sob condições suficientes para recuperar uma fração de composto aromático substituído com alquila de C2-5, e opcionalmente, uma fração de composto(s) aromático(s) poli(substituído(s) com alquila de C2-5) , e opcionalmente, uma fração de composto aromático de C6-12; (e) reciclar o composto aromático substituído com alquila de C2-5 recuperado das etapas (b) e (d) no reator de desidrogenação da etapa (a); (f) separar a corrente gasosa compreendendo o alcano de C2-5 e o hidrogênio, obtida do reator de alquilação da etapa (c), sob condições suficientes para obter uma corrente essencialmente pura de hidrogênio e uma corrente essencialmente pura de alcano de C2-5; e (g) reciclar o alcano de C2-5 da etapa (f) no reator de desidrogenação da etapa (a).
Num outro aspecto desta invenção, opcionalmente, o(s) composto(s) aromático(s) poli(substituído(s) com alquila de C2-5) recuperado (s) da corrente de efluente de alquilação pode(m) ser alimentado(s) num transalquilador onde ele(s) pode(m) ser alquilado(s) com um composto aromático de C6-12 na presença de um catalisador de transalquilação sob condições suficientes para preparar composto aromático substituído com alquila de C2-5 adicional. Depois disso, o composto aromático substituído com alquila de C2-5 obtido do transalquilador pode ser reciclado para o reator de desidrogenação para desidrogenação até o composto aromático substituído com alquenila de C2-5. Ainda num outro aspecto desta invenção, o hidrogênio recuperado do processo pode ser alimentado através de um turbodilatador para recuperar energia a ser usada em operação dos estágios de desidrogenação e de alquilação, ou para uso em outras operações unitárias ou operações a jusante. O produto hidrogênio recuperado do processo global satisfaz especificações de grau comercial para pureza.
Num aspecto preferido desta invenção, o alcano de C2-5 ê selecionado do grupo consistindo de etano, propano, e butanos. Num outro aspecto preferido desta invenção, o composto aromático de C6-12 é o benzeno. Em ainda outro aspecto preferido desta invenção, o composto aromático substituído com alquenila de C2-5 é selecionado de estireno, α-metilestireno, vinil-tolueno, e divinilbenzeno.
Numa incorporação altamente preferida desta invenção, o alcano de C2-5 é o etano, o composto aromático de C6-12 é o benzeno, e o composto aromático substituído com alquenila de C2-5 é o estireno. Neste aspecto preferido o processo compreende: (a) contatar etano e etilbenzeno num reator de desidrogenação na presença de um catalisador de desidrogenação sob condições de processo suficientes para preparar uma corrente de efluente de desidrogenação compreendendo estireno, etilbenzeno, etano, etileno, e hidrogênio; (b) separar a corrente de efluente de desidrogenação sob condições suficientes para obter uma corrente gasosa, essencialmente não aromática compreendendo etano, etileno, e o hidrogênio e uma corrente de aromáticos compreendendo estireno e etilbenzeno, a recuperação total de aromáticos sendo maior que cerca de 90 por cento em peso; (c) alimentar a corrente gasosa, essencialmente não aromática compreendendo etano, etileno, e o hidrogênio num reator de alquilação sendo que contata-se a corrente com benzeno na presença de um catalisador de alquilação sob condições de processo suficientes para preparar uma corrente de efluente de alquilação compreendendo etilbenzeno, opcionalmente, polietilbenzeno(s), e opcionalmente, benzeno, e uma corrente gasosa compreendendo hidrogênio e etano; (d) separar a corrente de efluente de alquilação sob condições suficientes para recuperar uma fração de etilbenzeno, opcionalmente, uma fração de polietilbenzeno(s), e opcionalmente, uma fração de benzeno; (e) reciclar a fração de etilbenzeno recuperado das etapas (b) e (d) no reator de desidrogenação da etapa (a) ; (f) separar a corrente gasosa compreendendo o etano e o hidrogênio, obtida do reator de alquilação da etapa (c), sob condições suficientes para obter uma corrente essencialmente pura de hidrogênio e uma corrente essencialmente pura de etano; e (g) reciclar o etano da etapa (f) no reator de desidrogenação da etapa (a).
O processo mais preferido descrito anteriormente para a produção de estireno a partir de benzeno e de etano está ilustrado na Figura 1. Com referência a Figura 1, é alimentado da linha de alimentação de etano 1 com o etano de reciclagem da linha de alimentação de etano de reciclagem 3 e o etilbenzeno da linha de alimentação de etilbenzeno 5 alimenta combinando estas correntes em linha de alimentação de reator de desidrogenação 7, que alimenta o reator de desidrogenação 9. 0 catalisador de desidrogenação (não mostrado) no reator de desidrogenação 9 circula até um regenerador de catalisador 11 por meio de uma linha de saída 13, onde o catalisador, que está pelo menos parcialmente desativado, é regenerado e então retorna para o reator de desidrogenação 9 por meio de uma linha de alimentação de catalisador 15. A regeneração de catalisador ocorre aquecendo-se o catalisador com combustível e ar admitidos no regenerador de catalisador 11 por meio de uma linha de combustível 17 e uma linha de ar 19 com o gás de combustão saindo do regenerador de combustível 11 através de uma linha de gás de combustão 21. A corrente de efluente de desidrogenação sai do reator de desidrogenação 9 através da linha de efluente de desidrogenação 23 e é alimentada numa primeira unidade de separações 2 5 compreendendo, por exemplo, um primeiro separador 27, um compressor 29, e um segundo separador 31 para produzir uma corrente de efluentes aromáticos, que sai do fundo do primeiro separador 2 7 através da linha de efluentes aromáticos 33, e uma corrente de aromáticos reduzidos por cima do primeiro separador 2 7 através da linha de aromáticos reduzidos 34, que é alimentada para o lado de baixa pressão do compressor 29. Uma corrente de pressão mais elevada de aromáticos reduzidos sai do compressor 2 9 por meio de uma linha de pressão elevada 3 6 para o segundo separador 31 a partir do qual uma corrente de gás aérea essencialmente de não aromáticos é levada através de uma linha de gás aérea essencialmente de não aromáticos 35. A seqüência separador/compressor pode ser repetida uma ou mais vezes para atingir o grau desejado de recuperação de aromáticos por meio de linhas de reciclagem (não mostradas) ou, alternativamente, através da adição de um ou mais separadores e compressores semelhantes. Os aromáticos recuperados na linha de efluentes aromáticos 33 e na corrente de baixo do segundo separador 31 através da linha inferior 3 8 do segundo separador, contendo benzeno, etilbenzeno não reagidos, e estireno, são separados conjunto de destilação de três colunas 37 para produzir uma fração contendo benzeno da coluna de benzeno 3 9 através da linha de benzeno 41, etilbenzeno da coluna de etilbenzeno 43, e estireno através da linha de produto de estireno 46 da coluna de estireno 45. A corrente inferior da coluna de benzeno 39 é levada através da linha inferior de coluna de benzeno 42 para alimentar a coluna de etilbenzeno 43. A corrente inferior da coluna de etilbenzeno é levada pela linha inferior de coluna de etilbenzeno 44 para alimentar a coluna de estireno 45. A borra de estireno é um alcatrão que é enviado para combustível ou remoção de detritos (não mostrada) através de uma linha de alcatrão 47. A fração de etilbenzeno é reciclada na linha de alimentação de etilbenzeno 5 e em seguida para o reator de desidrogenação 9 através da linha de alimentação de reator de desidrogenação 7. A corrente essencialmente não aromática resultante na linha de gás aérea essencialmente não aromática 35, contendo etano que não reagiu, etileno, e hidrogênio do segundo separador 31, é alimentada por meio da linha de gás aérea essencialmente não aromática 35, combinada com benzeno da linha de reciclagem de benzeno 49 na linha de alimentação de reator de alquilação 51, e é então alimentada no reator 53. Os sedimentos do reator de alquilação 53 são alimentados através da linha de sedimentos de alquilação 55 numa unidade de separação 57, por exemplo, um conjunto de destilação de três colunas sendo que se obtém uma fração de benzeno essencialmente puro nas partes superiores da segunda coluna de benzeno 59, obtém-se uma fração de etilbenzeno essencialmente puro nas partes superiores da segunda coluna de etilbenzeno 61, obtêm-se polietilbenzenos nas partes superiores da coluna de polietilbenzeno 63, e obtém-se uma corrente residual de alcatrões como sedimentos da coluna de polietilbenzeno 63. Recicla-se a fração de benzeno na linha de reciclagem de benzeno 49 e alimenta-se no reator de alquilação 53. A corrente de sedimentos da segunda coluna de benzeno 5 9 é alimentada na segunda coluna de etilbenzeno 61 através da segunda linha de sedimentos de coluna de benzeno 65. A fração de etilbenzeno levada por cima da segunda coluna de etilbenzeno 61 através da segunda linha superior de coluna de etilbenzeno 67 é reciclada na linha de alimentação de etilbenzeno 5 e alimentada no reator de desidrogenação 9. A corrente de sedimentos da segunda coluna de etilbenzeno 61 é alimentada através da segunda linha de sedimentos de coluna de etilbenzeno 68 na coluna de polietilbenzeno 63 a partir da qual obtém-se uma fração de polietilbenzeno superior, por meio de uma linha superior de coluna de polietilbenzeno 69, e obtém-se uma fração de sedimentos (alcatrão) através da linha de sedimentos de coluna de polietilbenzeno 70. A fração de polietilbenzeno pode ser reciclada através da linha de polietilbenzeno 69 e da linha de alimentação de transalquilador 81 no reator de transalquilação 71 e reagida com benzeno, obtido, por exemplo, da separação do efluente de reator de alquilação 53 levado por cima através da linha 7 3 e separado num separador de gás 7 5 alimentado também com benzeno novo por meio de uma linha de alimentação de benzeno novo 77, a partir do qual obtêm-se no separador de gás 75 por cima a corrente de hidrogênio e etano gasosos 85 e por baixo a corrente de benzeno líquido 79. O benzeno líquido é alimentado por meio da linha de líquidos de separador de gás 79 com polietilbenzeno no reator de transalquilação 71 por meio da linha de alimentação de reator de transalquilação 81 para formar etilbenzeno adicional que é alimentado também por meio da linha superior de transalquilador 83 e separado na conjunto de destilação de três colunas 58 mencionada anteriormente. O etilbenzeno recuperado é finalmente alimentado no reator de desidrogenação 9. A corrente superior de produto gasoso do reator de alquilação 53 pode ser extraída para remover quaisquer aromáticos no separador de gás 75, e a corrente gasosa resultante contendo etano e hidrogênio é enviada através da linha de produto gasoso superior de separador de gás 85 para um crio-resfriador 87 e uma segunda unidade de separador 8 9 compreendendo, por exemplo, o separador 91, um turbodilatador 93 e um separador adicional 95. Uma corrente de etano essencialmente puro, obtida dos separadores, é levada através de linhas inferiores 97 e linhas inferiores de separador adicional 99, respectivamente, e reciclada por meio de linha de alimentação de etano de reciclagem 3 no reator de desidrogenação 9. Uma corrente de hidrogênio essencialmente puro, que pode opcionalmente ser comprimida no compressor 101, é obtida por cima da linha superior de separador adicional 103 e da linha de produto de hidrogênio 105 para venda ou para uso no processo ou em outra unidade no sítio.
Uma variação do processo acima mencionado é vista na Figura 2, sendo que as operações unitárias são idênticas àquelas na Figura 1, com exceção de que uma unidade separadora de alcano/alceno, tal como a torre de destilação 107 e o condensador de refrigeração superior 119, e tambor de refluxo ou condensação 109, é adicionada após as unidades separador 27/compressor 29. A unidade separadora de alcano/alceno é planejada para enriquecer a alimentação gasosa para o reator de alquilação 53 em alceno, que nesta ilustração é o etileno.
O composto aromático que é alimentado no reator de alquilação 53 no processo desta invenção é qualquer composto aromático de C6-12 que é capaz de ser alquilado até um composto aromático de C6-12 substituído com alquila. Preferivelmente, o composto aromático de C6-12 é benzeno substituído ou não substituído. Mais pref erivelmente, o composto aromático de C6-12 é representado pela fórmula seguinte:
<formula>formula see original document page 16</formula> sendo que η é um número inteiro de zero até cerca de 3, e cada R1 é independentemente selecionado do grupo consistindo de hidrogênio e parcelas de alquila de C1-5, mais preferivelmente, de parcelas de metila, etila, e propila, com o balanço das ligações 6-n sendo para hidrogênio. Exemplos não limitativos de compostos aromáticos de C6-12 que satisfazem a fórmula acima mencionada incluem benzeno, tolueno, xilenos, etilbenzeno, etiltolueno, dietilbenzeno, isopropilbenzeno, e terciobutilbenzeno. O mais pref erivelmente, o composto aromático de C6-12 é o benzeno.
O alcano, que é alimentado no reator de desidrogenação, é qualquer alcano de C2-5 que é capaz de ser desidrogenado até o alceno de C2-5 correspondente. Exemplos apropriados de alcanos de C2-5 incluem etano, propano, n-butano, isobutano, e os vários isômeros do pentano. Mais pref erivelmente, o alcano de C2-5 é o etano ou o propano, e o alceno de C2-5 correspondente é o etileno ou o propileno.
A reação do alceno de C2-5 com composto aromático de C6-12 no reator de alquilação resulta num composto aromático substituído com alquila de C2-5 que pref erivelmente é representado pela fórmula:
<formula>formula see original document page 17</formula>
sendo que n é um número inteiro de o até cerca de 3; cada R1 é independentemente selecionado do grupo consistindo de hidrogênio e parcelas de alquila de C1-5; e R2 é selecionado de parcelas de alquila de C2-5, com o balanço das ligações 5-n sendo para hidrogênio. Os compostos aromáticos substituídos com alquila de C2-5 mais preferidos compatíveis com a fórmula acima mencionada incluem etilbenzeno, etiltolueno, isopropilbenzeno, dietilbenzeno, e diisopropilbenzeno. Durante a etapa de desidrogenação, R2 é transformado de uma parcela de alquila de C2-5 numa parcela de alquenila de C2-5. Os produtos aromáticos substituídos com alquenila de C2-5 mais preferidos incluem estireno, α-metilestireno, vinil- tolueno, e divinilbenzeno.
Referindo-se novamente à Figura 1 na qual num primeiro estágio, o composto aromático substituído com alquila de C2-S e o alcano de C2-5 são alimentados como linha de alimentação de reator de desidrogenação 7 para o reator de desidrogenação 9 onde os reagentes contatam um catalisador de desidrogenação. 0 reator de desidrogenação 9 pode ter qualquer desenho convencional incluindo, por exemplo, leito fixo, leito fluidifiçado, e desenhos de leito de transporte, contanto que a desidrogenação prossiga simultaneamente até os produtos aromático substituído com alquenila de C2-s e alceno de C2-5. Pode-se empregar qualquer catalisador de desidrogenação na etapa de desidrogenação, contanto que o catalisador seja capaz de desidrogenar o alcano de C2-5 até o alceno de C2-5 correspondente e simultaneamente desidrogenar o composto aromático substituído com alquila de C2-5 até o composto aromático substituído com alquenila de C2-s correspondente. Do mesmo modo, quaisquer condições de processo, incluindo, por exemplo, temperatura, pressão, velocidade espacial, e razão molar de composto aromático substituído com alquila de C2-5 para alcano de C2-5 (por exemplo, razão molar de etilbenzeno para etano) podem ser empregadas, contanto que se produzam o composto aromático substituído com alquenila de C2-5 e o alceno de C2-5 desej ados.
Um reator de desidrogenação preferido, catalisadores de desidrogenação preferidos, e condições de processo preferidas estão descritos em EP-A2-0.905.112, EP-Bl- 0.637.578, e na patente U.S. N0 5.430.211. Como descrito nestas referências, a reação de desidrogenação é realizada em fase gasosa operando num reator catalítico de leito fixo ou de_leito fluidifiçado, com reatores de leito fluidificado sendo preferidos por suas vantagens tecnológicas, que são conhecidas daqueles treinados no campo. Um catalisador preferido para a reação de desidrogenação é baseado em gálio e platina suportados sobre alumina na fase delta ou teta, ou numa mistura de fases delta mais teta, ou fases teta mais alfa, ou fases delta mais teta mais alfa, modificadas com sílica, e tendo uma área de superfície de menos que cerca de 100 m2/g, determinada pelo método BET conhecido daqueles treinados no campo. Mais preferivelmente, o catalisador compreende: (I) de 0,1 até 34 por cento, o mais pref erivelmente, de 0,2 até 3,8 por cento em peso de oxido de gálio (Ga2O3) ; (II) de 1 até 99 partes por milhão (ppm) , o mais preferivelmente, de 3 até 80 ppm em peso de platina; (III) de 0,05 até 5 por cento, o mais pref erivelmente, de 0,1 até 3 por cento em peso de um óxido de metal alcalino e/ou alcalino-terroso, por exemplo, óxido de potássio; (IV) de 0,08 até 3 por cento em peso de sílica; (V) o balanço até 100 por cento sendo de alumina.
Outro catalisador preferido para a reação de desidrogenação é baseado em cromo e compreende: (I) de 6 até 30 por cento, preferivelmente, de 13 até 25 por cento em peso de óxido de cromo (Cr2O3); (II) de 0,1 até 3,5 por cento, o mais pref erivelmente, de 0,2 até 2,8 por cento em peso de óxido estanoso (SnO); (III) de 0,4 até 3 por cento, o mais pref erivelmente, de 0,5 até 2,5 por cento em peso de um óxido de metal alcalino, por exemplo, óxido de potássio; (IV) de 0,08 até 3 por cento em peso de sílica; (V) o balanço até 100 por cento sendo de alumina na fase delta ou teta, ou uma mistura de fases delta mais teta, ou fases teta mais alfa, ou fases delta mais teta mais alfa.
Os catalisadores mencionados anteriormente podem ser usados como tal ou diluídos num material inerte, por exemplo, alfa-alumina, possivelmente modificada com óxidos de metais alcalinos e/ou sílica, numa concentração do produto inerte entre 0 e 50 por cento em peso. Detalhes da preparação dos catalisadores acima mencionados e suas espécies mais preferidas podem ser encontrados em EP-A2-0.905.112 e EP-Bl-0.637.578. Tipicamente, o processo para preparar os catalisadores de desidrogenação acima mencionados compreende dispersar precursores dos metais catalíticos, por exemplo, solução de sais solúveis dos metais catalíticos, sobre o condutor consistindo de alumina ou sílica. Um exemplo de dispersão pode compreender impregnação do condutor com uma ou mais soluções contendo os precursores de gálio e platina, ou com uma ou mais soluções dos precursores de cromo e estanho, seguido por secagem e calcinação. Um método alternativo compreende adsorção iônica, seguida pela separação da porção líquida da solução de adsorção, secagem, e ativação do sólido resultante. Como outra alternativa, o condutor pode ser tratado com espécies voláteis dos metais desejados. No caso de metais alcalinos ou alcalino-terrosos adicionados, o procedimento de adição compreende co-impregnação do metal alcalino ou alcalino-terroso com os metais catalíticos principais (isto é, Ga e Pt, ou Cr e Sn), ou alternativamente, adição do metal alcalino ou alcalino- terroso ao condutor antes da dispersão dos metais catalíticos principais, e depois disso, calcinação possível do sólido.
Outros catalisadores de desidrogenação apropriados, baseados em óxido de ferro, são divulgados na publicação japonesa JP 7-328439 e mais preferivelmente divulgados no pedido de patente internacional N0 PCT/EP00/09196, depositado por Snamprogetti em 19 de setembro de 2000, citando Rodolfo Iezzi e Domenico Sanfilippo como inventores. Na descrição do pedido de patente N0 PCT/EPOO/0 9196, o catalisador de óxido de ferro compreende: (!) de 1 até 60 por cento, preferivelmente de 1 até 20 por cento em peso de óxido de ferro; (II) de 0,1 até 20 por cento, preferivelmente de 0,5 até 10 por cento em peso de pelo menos um óxido de metal alcalino ou alcalino-terroso, mais preferivelmente, óxido de potássio; (III) de 0 até 15 por cento, preferivelmente, de 0,1 até 7 por cento em peso de pelo menos um óxido de metal terra rara, preferivelmente, selecionado do grupo consistindo de óxido de cério, óxido de. lantânio, óxido de praseodímio, e misturas dos mesmos; (IV) o complemento para 100 por cento sendo um condutor consistindo de uma alumina microesférica com um diâmetro selecionado dentre aqueles em fase delta ou teta, ou numa mistura de fases teta mais alfa, ou numa mistura de fases delta mais teta mais alfa, modificada preferivelmente com de 0,08 até 5,0 por cento em peso de sílica.
Mais preferivelmente, o condutor no catalisador de óxido de ferro preferido tem um diâmetro de partícula médio e uma densidade de partícula tal que o produto final possa ser classificado como Grupo A de acordo com Geldart (Gas Fluidization Technology, D. Geldart, John Wiley & Sons) e uma área de superfície de menos que cerca de 150 m2/g, medido pelo método BET conhecido daqueles treinados na técnica.
O processo de preparação do óxido de ferro descrito aqui acima pode ser geralmente realizado por meio das etapas seguintes: (1) preparação de soluções baseadas nos derivados dos componentes do catalisador; (2) dispersão das soluções contendo os óxidos de metais alcalinos ou alcalino-terrosos e óxidos de metais terras raras sobre o condutor, por exemplo, por impregnação, troca iônica, deposição de vapor, ou adsorção de superfície; (3) secagem dos sólidos resultantes a 100°C até 150°C; (4) opcionalmente, calcinação dos sólidos secos a uma temperatura menor que cerca de 900°C; (5) dispersão da solução contendo o precursor de ferro e, opcionalmente, soluções adicionais contendo precursores dos óxidos de metais alcalinos ou alcalino-terrosos e óxidos de metais terras raras; (6) secagem dos sólidos resultantes a 100°C até 150°C; e (7) calcinação dos sólidos secos numa temperatura variando de 500°C até 900°C. Para dar um exemplo específico, uma alumina de pseudoboemita microesférica na qual se adicionou sílica (cerca de 1,2 por cento em peso), pode ser preparada como um condutor tendo um diâmetro de partícula variando de 5 até 300 mícrons, secando por aspersão um sol de alumina hidratada e sílica de marca Ludox™. A amostra pode ser calcinada a cerca de 450°C por aproximadamente 1 hora e em seguida a cerca de 1.190°C por aproximadamente 4 horas numa corrente de ar seco. O produto obtido, consistindo de alumina de transição delta, teta e alfa, tem uma área de superfície de cerca de 34 m2/g e uma porosidade de cerca de 0,22 cm3/g. A alumina microesf érica preparada deste modo pode ser impregnada, usando o procedimento de "umidade incipiente" conhecido daqueles treinados na técnica, com uma solução aquosa contendo nitrato de potássio em água desionizada, mantida uma temperatura de cerca de 25°C. 0 produto impregnado pode ser seco a cerca de 80°C e em seguida calcinado numa corrente de ar seco a cerca de 650°C por aproximadamente 4 horas. A alumina modificada com óxido de potássio pode ser impregnada com uma segunda solução aquosa contendo nitrato férrico e nitrato de potássio, em seguida seca a cerca de 120°C por aproximadamente 4 horas. 0 produto impregnado pode ser seco a cerca de 120°C por aproximadamente 12 horas e finalmente calcinado a cerca de 700°C por aproximadamente 4 horas para produzir o catalisador de óxido de ferro suportado. Baseado na concentração molar das soluções e na quantidade de solução depositada, a composição ponderai do formulado pode ser apropriadamente preparada para ser de aproximadamente 6,6 por cento de Fe2O3, cerca de 4 por cento de K2O e o complemento até 100 por cento de condutor.
Outro catalisador de desidrogenação preferido consiste essencialmente de um zeólito de mordenita, opcionalmente, promovido com um metal selecionado de gálio, zinco, metais do grupo da platina, ou uma combinação dos mesmos, como descrito na patente U.S. N° 5.430.211. A mordenita é preferivelmente extraída com ácido e depois disso impregnada ou trocada ionicamente com um ou mais metais selecionados de gálio, zinco, e os metais do grupo da platina, mais preferivelmente, gálio. Neste catalisador, a carga total de metal varia tipicamente de 0,1 até 20 por cento em peso, baseado no peso total do catalisador.
As condições de processo de desidrogenação, incluindo a razão molar de componentes de estoque de abastecimento, temperatura, pressão, e velocidade espacial horária de gás, podem variar dependendo do estoque de abastecimento de alcano de C2-5 e de aromático substituído com alquila de C2-5. Para obter um bom balanço entre os processos de desidrogenação e de alquilação, é preferível operar a desidrogenação numa razão molar de composto aromático substituído com alquila de C2-5, por exemplo etilbenzeno, para alcano de C2-5, por exemplo etano, (calculada como alcano de C2-s total a partir ou de uma alimentação nova ou qualquer alimentação de reciclagem) na faixa de 0,01/1 até l/l. Conduz-se o processo de desidrogenação numa temperatura tipicamente maior que cerca de 450°C, e preferivelmente, maior que aproximadamente 530°C.
Tipicamente, realiza-se o processo de desidrogenação numa temperatura menor que cerca de 700°C, e preferivelmente, menor que cerca de 680°C. A pressão no reator de desidrogenação é tipicamente maior que cerca de 10 kPa, preferivelmente, maior que cerca de 30 kPa. Tipicamente, a pressão é menor que cerca de 300 kPa, e pref erivelmente, menor que 150 kPa. A taxa de fluxo de reagentes, expressa como velocidade de escoamento volumétrico horário da alimentação até o reator de desidrogenação por litro de catalisador (velocidade espacial horária de gás ou GHSV), é tipicamente maior que cerca de 100 h"1 e tipicamente menor que cerca de 10.000 h"1. No reator de desidrogenação de leito fluido para a desidrogenação preferida de etano e etilbenzeno, é preferível operar numa temperatura variando de 450°C até 650°C; a uma pressão aproximadamente igual à atmosférica ou levemente maior; e a uma velocidade espacial entre cerca de 100 h'1 e cerca de 1.000 h"1, mais preferivelmente, entre cerca de 150 h"1 e cerca de 300 h"1, com um tempo de permanência do catalisador na zona de leito fluido tipicamente variando de 5 até 15 minutos, preferivelmente, de 10 até 15 minutos, e numa zona de dessorção na qual os hidrocarbonetos são extraídos de 0,2 até 10 minutos. Detalhes adicionais podem ser encontrados na técnica, por exemplo, na EP-A2-0.905.112 e na EP-Bl-0.637.578.
Durante a reação de desidrogenação, é preferível remover- se continuamente o sistema catalisador (catalisador mais qualquer material inerte) do reator para um regenerador para ser regenerado na presença de um gás de regeneração compreendendo oxigênio e, opcionalmente, um combustível gasoso, por exemplo, metano, etano, gás combustível de refinaria, e misturas destes e/ou outros hidrocarbonetos gasosos. Quaisquer condições de regeneração que efetivamente regenerem o catalisador são aceitáveis.
Geralmente, emprega-se um excesso de oxigênio acima da razão estequiométrica requerida para combustão completa do combustível gasoso dando gás carbônico e água. Tipicamente, emprega-se excesso de 5 até 15 por cento molar, e preferivelmente, excesso de aproximadamente 10 por cento molar de oxigênio. É preferível também operar a uma pressão que seja a atmosférica ou levemente maior que ela, numa velocidade espacial horária de gás de regeneração variando de 100 h"1 até 1.000 h"1, e com um tempo de permanência das partículas de catalisador variando de 5 até 60 minutos, e pref erivelmente, de 2 0 até 40 minutos. A temperatura de regeneração geralmente está entre cerca de 600°C e cerca de 700°C, e preferivelmente, entre cerca de 620°C e cerca de 680°C. Detalhes adicionais referentes ao transporte de e para o regenerador e tratamentos opcionais do catalisador, tal como redução, estão adicionalmente descritos na EP-A2- 0.905.112 .
A corrente de efluente do reator de desidrogenação, compreendendo o composto aromático substituído com alquenila de C2-5, o alceno de C2-5, o hidrogênio, e o composto aromático substituído com alquila de C2-5 e o alcano de C2-5 não convertidos, é alimentada num primeiro separador no qual a corrente é resfriada para se obter uma corrente de efluentes aromáticos brutos compreendendo o composto aromático substituído com alquenila de C2-5 e o composto aromático substituído com alquila de C2-5 e uma corrente gasosa compreendendo o alcano de C2-5, o alceno de C2-5, o hidrogênio, e aromáticos residuais. A temperatura e a pressão de resfriamento podem ser ajustadas por alguém treinado na técnica, dependendo dos componentes aromáticos e não aromáticos envolvidos. Com respeito a uma alimentação de estireno, etilbenzeno, etano, e etileno, a temperatura é diminuída tipicamente até menos que cerca de 50°C, e preferivelmente, até menos que cerca de 48°C, por qualquer meio ou método de resfriamento apropriado, por exemplo, um trocador de alimentação cruzada. Tipicamente para esta alimentação específica, a temperatura é mantida acima de cerca de 30°C, e preferivelmente, acima de aproximadamente 38°C. A pressão no separador é tipicamente mantida acima de cerca de 3,5 kPa, e preferivelmente, acima de aproximadamente 6,9 kPa. Tipicamente, mantém-se a pressão em menos que cerca de 350 kPa, mais pref erivelmente, menos que cerca de 70 kPa. A separação é planejada para resultar numa corrente de aromáticos compreendendo predominantemente o composto aromático substituído com alquenila de C2-5 e o composto aromático substituído com alquila de C2-5 não convertido, por exemplo, predominantemente de estireno e de etilbenzeno não convertido, e uma corrente de vapor compreendendo hidrogênio, alceno de C2-5, tal como etileno, alcano de C2-5, tal como etano assim como quantidades menores de outros alcanos, tal como metano, e aromáticos não condensados.
A corrente de vapor do primeiro separador é depois disso alimentada para um compressor onde ela é comprimida, tipicamente numa série de estágios com condensação intermediária de produtos aromáticos. Além disso, a pressão de compressão dependerá dos componentes aromáticos e não aromáticos específicos envolvidos. No caso de uma corrente compreendendo etileno, etano, estireno, e etilbenzeno, aplica-se compressão até uma pressão tipicamente maior que cerca de 2.069 kPa, e preferivelmente, maior que cerca de 2.413 kPa. Tipicamente, a pressão é menor que cerca de 4.137 kPa, e preferivelmente, menor que cerca de 3.792 kPa. A corrente de vapor comprimido é resfriada até uma temperatura de menos que cerca de 20°C, e preferivelmente, de menos que cerca de 10°C, porém tipicamente, maior que cerca de 0°C, e preferivelmente, maior que cerca de 5°C. A corrente de vapor comprimido e resfriado é alimentada num segundo separador no qual uma segunda corrente de aromáticos brutos é recuperada, compreendendo também predominantemente composto aromático substituído com alquenila de C2-5, por exemplo, estireno, e composto aromático substituído com alquila de C2-5 não convertido, por exemplo, etilbenzeno. As operações de compressão e separação podem ser repetidas uma ou mais vezes, até atingir-se o rendimento de aromáticos desejado. Os aromáticos recuperados do segundo e de quaisquer separadores subseqüentes são combinados com uma primeira corrente de aromáticos obtida do primeiro separador, e a corrente de aromáticos "brutos" combinados é enviada para uma unidade de separação/purificação para recuperar uma fração essencialmente pura de produto substituído com alquenila de C2-5, tal como estireno, e uma fração essencialmente pura de composto aromático substituído com alquila de C2-5 que não reagiu, tal como etilbenzeno. Podem-se empregar quaisquer métodos de separação/purificação convencionais conhecidos daqueles treinados na técnica, incluindo destilação fracionada, cristalização, e assim por diante. Com respeito à produção de estireno, emprega-se preferivelmente um conjunto de destilação na qual o benzeno e o tolueno são recuperados numa primeira coluna ou coluna de benzeno; o etilbenzeno é recuperado numa segunda coluna ou coluna de etilbenzeno; e o estireno essencialmente puro é recuperado numa terceira coluna ou coluna de estireno. 0 benzeno recuperado pode ser reciclado para um reator de alquilação, descrito em seguida. 0 aromático substituído com alquila de C2-5 recuperado, por exemplo, etilbenzeno, pode ser reciclado para o reator de desidrogenação. 0 produto de estireno recuperado é enviado para processamento adicional ou para armazenagem. A recuperação de aromáticos globais para o processo desta invenção é tipicamente maior que cerca de 90 por cento em peso, preferivelmente, maior que cerca de 95 por cento em peso, e mais pref erivelmente, maior que cerca de 99 por cento em peso, baseado no peso total da alimentação aromática inicial para o reator de alquilação. Tipicamente, a emanação de corrente de vapor sob pressão elevada da última unidade de separação contém mais que cerca de 1 por cento molar de alceno, preferivelmente, mais que cerca de 3 por cento molar de alceno.
Tipicamente, a corrente de vapor a pressão elevada contém menos que cerca de 4 0 por cento molar de alceno, preferivelmente, menos que cerca de 2 0 por cento molar de alceno. Dessa maneira, a corrente de vapor a pressão elevada pode ser referida como uma "corrente de alceno diluído" ou, igualmente, uma "corrente de olefina diluída". Tipicamente, a corrente de alceno diluído contém mais que cerca de 5 por cento molar de hidrogênio, preferivelmente, mais que cerca de 10 por cento molar de hidrogênio. Tipicamente, a corrente de alceno diluído contém menos que cerca de 60 por cento molar de hidrogênio, preferivelmente, menos que cerca de 40 por cento molar de hidrogênio. Tipicamente, a corrente de alceno diluído contém mais que cerca de 0,01 por cento molar de metano, preferivelmente, mais que cerca de 0,05 por cento molar de metano. Tipicamente, a corrente de alceno diluído contém menos que cerca de 5 por cento molar de metano, preferivelmente, menos que cerca de 1 por cento molar de metano. O metano é formado originalmente no reator de desidrogenação, mas pode estar presente em concentrações pequenas (partes por milhão) na alimentação de alcano. O balanço da corrente compreende o alcano de C2-S- Tipicamente, a concentração de alcano de C2-5 é maior que cerca de 20 por cento molar, preferivelmente, maior que cerca de 40 por cento molar. Tipicamente, a concentração de alcano de C2-5 é menor que cerca de 95 por cento molar, preferivelmente, menor que cerca de 85 por cento molar.
A Figura 2 é idêntica à Figura 1 em todos os aspectos, exceto com relação ao tratamento da corrente diluída de alceno em alcano obtida da separação do efluente de desidrogenação. Referindo-se â Figura 2, o efluente de desidrogenação na linha de efluente de desidrogenação 23 pode ser separado, como mencionado anteriormente, por meio de compressão/resfriamento na unidade de separação 25 (e repetições da mesma) para obter uma corrente de aromáticos brutos fora do fundo do primeiro separador 27 por meio da linha de efluentes aromáticos 33 e uma corrente gasosa compreendendo essencialmente alceno de C2-5 e hidrogênio diluído em alcano de C2-5 na linha de pressão elevada 36. Conseqüentemente, nesta incorporação alternativa, a corrente de alceno diluída na linha de pressão elevada 36 pode ser alimentada num separador de alceno/alcano de corte grosseiro, compreendendo, por exemplo, a torres de destilação 107 equipada com um condensador de refrigeração superior 119 e um tambor de gotejamento ou refluxo, por meio de uma linha superior 113, para obter uma corrente superior na linha de gás superior essencialmente de não aromáticos 3 5 que é rica em alceno. Desta maneira, a concentração de alceno pode ser aumentada para o reator de alquilação 53 . A base da torre de separação de alceno/alcano 107 compreende uma corrente gasosa rica em alcano, que pode retornar por meio da linha da base da torre de separação 111 até o reator de desidrogenação por meio da linha de alimentação de etano de reciclagem 3.
O projeto da unidade de separação de alceno/alcano (107, 119, 109) pode ser alterado por alguém treinado na técnica a partir do conhecimento do alcano e do alceno específicos a serem separados e da economia de métodos de refrigeração diferentes. Teoricamente, a separação pode ser quase completa com correntes substancialmente pura de alcano e de alceno obtidas (maior que 90 por cento molar). Na prática, o custo de obtenção de correntes substancialmente puras de alcano e alceno podem ser muito altos. Não obstante, o custo efetivo de separação pode ser atingido para obter correntes enriquecidas de alcano e de alceno. Para a separação de etano e etileno, a refrigeração com propileno, que atinge uma temperatura entre -20°C e -35°C, é custo efetivo; porém fontes de refrigeração de temperaturas mais baixas podem ser empregadas também. Com o uso da torre de separação e refrigeração com propileno, concentrações maiores que cerca de 10 por cento molar em etileno na corrente gasosa essencialmente de não aromáticos, e pref erivelmente maiores que cerca de 20 por cento molar em etileno na corrente gasosa essencialmente de não aromáticos, podem ser atingidas. Sob estas condições, tipicamente a concentração de etileno é de menos que cerca de 70 por cento molar na corrente gasosa essencialmente de não aromáticos.
A corrente de olefina obtida a partir do último dos separadores ou da torre de separação de alceno/alcano através da linha gasosa superior essencialmente de não aromáticos 35, contendo agora alceno de C2-5, alcano de C2-5, hidrogênio, e opcionalmente outros alcanos, tal como metano, é alimentada através da linha gasosa superior essencialmente de não aromáticos 35 até a linha de alimentação de alquilação 51 para o reator de alquilação 53. A corrente de composto aromático de C6-12 de reciclagem pode também ser alimentada através da linha de reciclagem de benzeno 4 9 até a corrente de linha de alimentação de alquilação 51. O composto aromático de C6-12 novo, tal como benzeno, pode ser alimentado para o reator de alquilação, por exemplo, através de linhas de alimentação de composto aromático 77 até a linha de líquidos separadores de gás 70 e até a linha de alimentação de alquilador 78. Na produção de estireno, por exemplo, benzeno de grau de refinaria tendo uma pureza de mais que cerca de 95 por cento em peso em benzeno é. alimentado com a corrente de etileno no reator de alquilação 53. Pode-se empregar qualquer reator de alquilação no processo desta invenção, incluindo reatores monolíticos de leito fixo, de leito fluidifiçado, de leito de transporte, e reatores de destilação catalítica, contanto que se atinja a alquilação até o composto aromático substituído com alquila de C2-5 desejado. Igualmente, qualquer catalisador de alquilação pode ser usado e quaisquer condições de processo de alquilação podem.ser usadas, incluindo por exemplo, qualquer razão molar ■ de composto aromático de C6-12 para alceno de C2-5, temperatura, pressão, e velocidade espacial, contanto que se produza o produto aromático substituído com alquila de C2-5 desejado.
Num modo preferido de operação, o reator de alquilação 53 compreende um reator de destilação catalítica operando num modo de fase líquido/gás misturados, por "exemplo, como descrito na patente U.S. N° 5.476.978 e na WO 98/09929. Num reator de "destilação catalítica, os componentes reagentes e produtos do processo catalítico, neste exemplo o processo de alquilação, são simultaneamente separados por destilação usando o reator catalítico e o próprio catalisador como torre de destilação. Catalisadores de alquilação preferidos incluem sólidos cristalinos porosos naturais e sintéticos apropriados para processos de alquilação de fase mista, tais como, zeólitos ácidos com os códigos de estrutura geral MWW, FAU, ΒΕΑ, LTL, MAZ, LTA, MOR, ESV, OFF, e mais especificamente, zeólitos Y, beta, mordenita, ômega, A, X e L; assim como sólidos porosos cristalinos MCM-22, MCM-36, MCM-49, MCM-56, e ERS-10. Preferivelmente, o catalisador de alquilação é selecionado de MCM-22 e zeólitos beta, Y e mordenita, ainda mais preferivelmente, zeólito beta. Preferivelmente, a razão atômica de silício para alumínio do zeólito varia entre 5/1 e 200/1. Em outro modo de operação preferido, o reator de alquilação 53 compreende um reator de leito fixo de fluxo contínuo operando em fase completamente gasosa, como descrito, por exemplo, nas patentes U.S. N°s 4.409.412 e 5.517.1:85. Catalisadores de alquilação apropriados para o processo em fase gasosa incluem zeólitos da designação ZSM, tais como ZSM-5 (código estrutural MFI) , ZSM-11, ZSM-12, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-38, ZSM-48, e
intercrescimentos dos mesmos, assim como qualquer dos sólidos cristalinos porosos naturais e sintéticos anteriormente mencionados, contanto que o sólido possa tolerar as temperaturas do processo de fase gasosa e que se atinja a seletividade desejada para o composto aromático substituído com alquila. Preferivelmente, o catalisador de alquilação de fase gasosa é um zeólito da designação ZSM, mais preferivelmente, ZSM-5, ainda mais preferivelmente, ZSM-5 tendo uma razão atômica de silício para alumínio na faixa de 20/1 até 200/1.
Opcionalmente, qualquer um dos catalisadores de alquilação acima mencionados pode estar ligado com um aglutinante, para o propósito, por exemplo, de melhorar a resistência ao atrito ou a força do catalisador. Aglutinantes apropriados incluem, mas não estão limitados a sílicas, aluminas, sílica-aluminas, aluminossilicatos, e argilas, tais aglutinantes sendo conhecidos daqueles treinados na técnica.
Com respeito ao processo preferido de alquilação de benzeno com etileno, a razão molar de benzeno para etileno, que é apropriadamente empregada na zona catalítica do reator de alquilação, é tipicamente maior que cerca de 1,8/1, e preferivelmente, maior que cerca de 2,0/1. A razão molar de benzeno para etileno na zona de reação é tipicamente menor que cerca de 100/1, e preferivelmente, menor que cerca de 50/1, e mais preferivelmente, menor que cerca de 10/1. A temperatura variará dependendo do tipo de reator; mas tipicamente, a temperatura é maior que cerca de 500C e menor que cerca de 450°C. Para processos em fase gasosa, a temperatura é preferivelmente maior que cerca de 325°C, mais preferivelmente, maior que cerca de 350°C, porém preferivelmente, menor que cerca de 450°C. A temperatura do reator de destilação catalítica variará ao longo do leito. Preferivelmente, a temperatura no reator de fase mista de destilação catalítica é maior que cerca de 140°C, e mais preferivelmente, maior que cerca de 200°C, porém preferivelmente menor que cerca de 350°C, e mais preferivelmente, menor que cerca de 300°C. A pressão no reator de alquilação é tipicamente maior que cerca de 21 kPa, preferivelmente, maior que cerca de 690 kPa, e mais preferivelmente, maior que cerca de 2.413 kPa. A pressão é tipicamente menor que cerca de 5.171 kPa, preferivelmente, menor que cerca de 4.482 kPa, e mais preferivelmente, menor que cerca de 3.447 kPa. A velocidade espacial horária ponderai de benzeno (WHSV), medida em gramas de benzeno por grama de catalisador por hora, é tipicamente maior que cerca de 0,1 h-1, e pref erivelmente, maior que cerca de 0,3 h-1. A WHSV de benzeno é tipicamente menor que cerca de 50 h-1, e preferivelmente, menor que cerca de 20 h-1. A velocidade espacial horária gasosa do etileno é baseada na proporção de escoamento do benzeno e na razão molar desejada de benzeno para etileno. Considerando o que está sendo divulgado aqui, um técnico treinado será capaz de variar as condições de processo de alquilação acima mencionadas para ajustar os estoques de abastecimento de alquilação compreendendo alcanos de C2.5 outros que não o etano e compostos aromáticos de C6-I2 outros que não o benzeno. Separa-se a corrente de efluente aromático do reator de alquilação por meios convencionais para obter uma fração essencialmente pura de composto aromático de C6-I2 não convertido, talvez nenhum, tal como benzeno, e uma fração essencialmente pura de composto aromático substituído com alquila de C2_5, tal como o etilbenzeno, assim como uma de aromáticos poli (substituídos com alquila de C2-5) correspondentes, tal como polietilbenzenos. Pode-se empregar qualquer método de separação que seja apropriado para a alimentação aromática e para os produtos aromáticos alquilados envolvidos. Preferivelmente, e como mostrado nas Figuras 1 e 2, a separação é conduzida numa unidade de separação de produtos de alquilação 57, tal como um conjunto de destilação de três colunas 58, para recuperar, por exemplo, benzeno numa segunda coluna de benzeno 59, etilbenzeno numa segunda coluna de etilbenzeno 61, dietilbenzenos e quaisquer trietilbenzenos, numa coluna de polietilbenzenos 63. O composto aromático de C6.12 que não reagiu, por. exemplo, benzeno, que é recuperado, pode ser reciclado através de uma linha de reciclagem de benzeno 4 9 para o reator de alquilação 53 e/ou para um reator de transalquilação 71, descrito em seguida. O composto aromático substituído com alquila de C2-5 recuperado, por exemplo, etilbenzeno, é reciclado por meio de uma linha de reciclagem de etilbenzeno 67 até a linha de alimentação de etilbenzeno 5 e dali para o reator de desidrogenação 9.
Os compostos aromáticos substituídos com polialquila que são recuperados na separação da corrente de efluente de alquilação através da unidade de separação 57, que por exemplo, pode ser um conjunto de destilação de três colunas 58, descrita acima, incluindo a coluna de polietilbenzeno 63, pode opcionalmente ser alimentada por meio da linha superior de coluna de etilbenzeno 69 e pela linha de alimentação de alquilador 81 num reator de transalquilação 71 para a transalquilação com o composto aromático de C6-12 para formar o composto aromático substituído com alquila de C2-5 correspondente, aumentado desse modo o rendimento de composto aromático substituído com alquila de C2-5· Numa incorporação preferida e mostrada nas Figuras 1 e 2, por exemplo, os polietilbenzenos formados no reator de alquilação 53 e separados na coluna de polietilbenzenos 63 são alimentados no reator de transalquilação 71 com benzeno que é adicionado ao separador de gás 75 por meio da linha de alimentação de benzeno novo 77, em seguida até a linha de líquidos de separador de gás 7 9 e até a linha de alimentação de alquilador 81 para obter etilbenzeno adicional. O reator de transalquilação 71 pode ter qualquer desenho de reator e pode operar com qualquer catalisador e sob quaisquer condições de processo, contanto que se produza o composto aromático substituído com alquila de C2-5 desejado. Um desenho preferido compreende um reator de leito fixo convencional operando em fase líquida e usando qualquer catalisador de transalquilação convencional, tais como zeólito Y, beta, ou mordenita. Os processos de transalquilação tais como estes são bem conhecidos na técnica, fazendo-se referência novamente à patente U.S. N0 5.476.978. Preferivelmente, o catalisador de transalquilação é zeólito Y ou beta. Para um processo preferido envolvendo a transalquilação de benzeno com polietilbenzenos, a razão molar de benzeno para etileno, calculado neste exemplo como o total de moles de benzenos no benzeno e polietilbenzenos para o total de moles de substituintes etileno, pode variar de mais que cerca de 1,8/1, e pref erivelmente, de mais que cerca de 2,4/1, até menos que cerca de 17/1, preferivelmente, menos que cerca de 10/1, e mais preferivelmente, menos que cerca de 5/1. A temperatura no transalquilador é tipicamente maior que cerca de 50°C, preferivelmente, maior que cerca de 120°C, e mais preferivelmente, maior que cerca de 180°C. A temperatura no transalquilador é tipicamente menor que cerca de 300°C, preferivelmente, menor que cerca de 270°C, e mais preferivelmente, menor que cerca de 240°C. Geralmente, a pressão no transalquilador é tipicamente maior que cerca de 21 kPa, pref erivelmente, maior que cerca de 690 kPa, e mais preferivelmente, maior que cerca de 2.413 kPa. Geralmente, a pressão no transalquilador é tipicamente menor que cerca de 5.200 kPa, preferivelmente, menor que cerca de 4.480 kPa, e mais preferivelmente, menor que cerca de 3.450 kPa. A velocidade espacial horária ponderai (WHSV) da alimentação de transalquilação, medida como gramas totais de* benzeno mais polietilbenzenos por grama de catalisador por hora, é geralmente maior que cerca de 0,1 h"1, e pref erivelmente, maior que cerca de 0,5 hf1. A WSHV da alimentação de transalquilação geralmente é menor que cerca de 50 h"1, e pref erivelmente, menor que cerca de 15 h"1. Novamente, a partir de uma consideração do divulgado aqui, o técnico treinado será capaz de variar as condições de composição e de processo de alimentação para acomodar a transalquilação dos compostos aromáticos de C6-12 outros que não benzeno com compostos aromáticos polialquilados outros que não polietilbenzenos. Novamente como mostrado nas Figuras 1 e 2, separa-se a corrente de efluente aromático do reator de transalquilação 71 na linha superior de transalquilação 83 por quaisquer meios convencionais na unidade de separação de produtos de alquilação 57, tal como um conjunto de destilação de três colunas 58, para recuperar uma fração essencialmente pura de composto aromático de C6-12 que não reagiu e uma fração essencialmente pura de composto aromático substituído com alquila de C2-5. Num modo preferido de operação, a corrente de efluente de transalquilação na linha superior de transalquilação é alimentada para o conjunto de destilação de três colunas 58 usado relativamente ao processo de alquilação para recuperar benzeno numa segunda coluna de benzeno 59, etilbenzeno numa segunda coluna de etilbenzeno 61, polietilbenzenos numa coluna de polietilbenzenos 63, e uma quantidade menor de alcatrão residual é removida do fundo da coluna de polietilbenzenos por meio da linha de resíduos de polietilbenzenos 70. O composto aromático de C6-12 recuperado, tal como benzeno da segunda coluna de benzeno 59, e reciclado para o reator de alquilação 53 por meio da linha de reciclagem de benzeno 49 e pela linha de alimentação de reator de alquilação 51. 0 composto aromático substituído com alquila de C2.5 recuperado, tal como etilbenzeno da segunda coluna de benzeno 61, é reciclado através da linha superior 67 da segunda coluna de etilbenzeno para a linha de alimentação 5 até o reator de desidrogenação 9 através da linha de alimentação de reator de desidrogenação 7. A fração de aromáticos substituídos com polialquilas, tais como polietilbenzenos da coluna de polietilbenzenos 63, pode ser reciclada por meio da linha superior de coluna de polietilbenzenos 69 novamente para o reator de transalquilação 71 através da linha de alimentação de reator de transalquilação 81.
A corrente de respiro gasoso do reator de alquilação 53, que tenha sido separada dos líquidos de alquilador no separador de gás 75 e que compreende predominantemente hidrogênio, alcano de C2-Si e opcionalmente, metano e que emerge tipicamente sob pressão elevada, é levada pela linha de produto superior de separador de gás 85 e separada, por exemplo, na segunda unidade de separador 89 por quaisquer meios conhecidos, tais como métodos criogênicos ou métodos de absorção de oscilação de pressão, numa corrente essencialmente pura de alcano de C2-5 e numa corrente essencialmente pura de hidrogênio. O método de separação dependerá do componente de alcano específico. Numa incorporação preferida mostrada nas Figuras 1 e 2 envolvendo etano e hidrogênio, a corrente de respiro gasoso do separador de gás 75 é levada por meio da linha de produto superior de separador de gás 85 para o crio-resfriador 87 e resfriada criogenicamente. até uma temperatura menor que cerca de -100°C, e mais preferivelmente, menor que cerca de -140°C; porém preferivelmente, maior que cerca de -180°C, e mais preferivelmente, maior que cerca de -165°C, para executar a separação criogênica de hidrogênio do etano. A pressão é preferivelmente maior que cerca de 2.068 kPa, e mais preferivelmente, maior que cerca de 3.101 kPa, porém pref erivelmente, menor que cerca de 5.516 kPa, e mais preferivelmente, menor que cerca de 3.310 kPa. O alcano de C2-5 recuperado da separação no separador 91, é tipicamente obtido numa pureza maior que cerca de 95 por cento molar, e preferivelmente, maior que cerca de 99 por cento molar. A linha inferior de separador 97 contendo o alcano purificado é reciclada para o reator de desidrogenação 9 por meio da linha de etano reciclado 3.
Opcionalmente, o hidrogênio recuperado por cima do separador 91 é alimentado por meio da linha superior de separador 115 até um turbodilatador 93 em seguida alimentado através da linha 117 até o separador adicional 95 para recuperar energia, uma corrente de hidrogênio essencialmente puro que sai do separador adicional 95 por meio da linha superior 103, e o alcano de C2-s residual, que sai do separador adicional 95 por meio da linha inferior 99 para reciclagem até o reator de desidrogenação 9 através da linha de alimentação de etano de reciclagem 3. Para levar a cabo uma eficiência elevada de separação de etano do hidrogênio, tipicamente, diminui-se a temperatura para menos que cerca de -150°C. A energia recuperada pode ser usada para executar a desidrogenação e/ou processos unitários de alquilação ou qualquer outro processo a jusante. O hidrogênio que é recuperado compreende tipicamente pureza maior que cerca de 95 por cento molar, e preferivelmente, consiste de hidrogênio de grau comercial de pureza de cerca de 99 por cento molar. O balanço da corrente de hidrogênio compreende metano. O alcano de C2-5 residual recuperado da separação por turbodilatação é reciclado também para o reator de desidrogenação. Opcionalmente, o hidrogênio recuperado pode ser comprimido no compressor 101 e enviado através da linha de produto de hidrogênio 105 para uso em outra parte. Como uma opção adicional, as correntes frias obtidas a partir da segunda unidade de separação 89 podem ser usadas como auto-refrigerantes nos estágios de resfriamento desta invenção.
Provêem-se os exemplos seguintes como ilustrações do processo desta invenção e não foram construídos para limitar de maneira alguma a invenção. À luz do divulgado aqui, aqueles treinados na técnica reconhecerão alimentações alternativas outras que não as alimentações de etano e benzeno ilustradas, que podem ser acomodadas pelo processo desta invenção. Também à luz do divulgado aqui, aqueles treinados na técnica reconhecerão modificações nos processos unitários de desidrogenação e alquilação e nas separações em produtos unitários, os quais caem dentro da faixa de abrangência desta invenção.
Exemplo 1
Descreve-se uma planta de estireno integrada desta invenção que opera para 8.400 horas de corrente por ano para gerar uma produção nominal de 350 quilotoneladas anuais (KTA) de estireno.
Conduziu-se uma desidrogenação simultânea de etano e etilbenzeno de uma maneira semelhante à descrita na patente européia EP-A2-0.905.112. Com referência à Figura 1 e à Tabela 1, a corrente de alimentação de desidrogenação 7 compreendendo alimentações de etilbenzeno (fração molar 0,2) e de etano (fração molar 0,8) combinadas numa razão molar de etilbenzeno para etano de 0,2 5/1 foi alimentada num reator de desidrogenação de leito fluidificado 9 operando à pressão essencialmente atmosférica, 600°C, e numa velocidade espacial horária de gás total de 300 h"1. O catalisador de desidrogenação compreende óxido de gálio (2,33 por cento em peso) , óxido de potássio (0,4 por cento em peso), platina (75 ppm), sílica (1,56 por cento em peso), o balanço para 100 por cento sendo alumina e tem um tempo de permanência de sólidos no leito fluidificado de 12 minutos. A conversão de etilbenzeno foi de 55 por cento em peso, e a seletividade para estireno foi de 92 por cento em peso. A conversão de etano foi de 10 por cento em peso, e a seletividade para etileno foi de 90 por cento em peso. Definiu-se a conversão como a porcentagem em peso de matéria-prima que reagiu para formar os produtos. Definiu-se a seletividade como a porcentagem em peso de matéria-prima convertida que forma o produto selecionado.
A corrente de efluente de desidrogenação na linha superior de desidrogenação 23, emergindo a cerca de 620°C, foi resfriada no primeiro separador 27 até 40°C a 34,5 kPa resultando numa corrente de aromáticos condensados. A corrente de vapor superior contendo hidrogênio, etano, etileno, metano, e aromáticos não condensados foi comprimida no compressor 29 até 3.200 kPa e adicionalmente resfriada até IO0C, e alimentada para um segundo separador 31 para recuperar aromáticos adicionais, até um total de recuperação de aromáticos de 99 por cento em peso. A primeira corrente de aromáticos condensados na linha de efluentes aromáticos 33 e a segunda linha inferior de separador 38, respectivamente, foram combinadas como produto líquido bruto na linha 33, compreendendo essencialmente etilbenzeno e estireno. Removeram-se os gases do produto líquido bruto que foi alimentado num conjunto de destilação de três colunas de separação de produto 37 para recuperar o etilbenzeno não convertido na reciclagem na coluna de etilbenzeno 43 e o produto de estireno acabado na coluna de estireno 45. Uma quantidade menor de subprodutos compreendendo benzeno e tolueno foi recuperada da coluna de benzeno 3 9 por meio da linha de benzeno 41, e os pesados ou alcatrão foram recuperados do fundo da coluna de estireno 45 numa linha de alcatrão 47.
Uma corrente gasosa de pressão elevada derivada da etapa secundária de recuperação de aromáticos do segundo separador 31, mencionada anteriormente, e compreendendo predominantemente etano, etileno, e hidrogênio ("corrente de etileno diluído") foi alimentada por meio da linha de gás superior essencialmente de não aromáticos 35 até um reator de alquilação 53 para produção de etilbenzeno. A alquilação foi conduzida de uma maneira semelhante àquela descrita em WO 98/09929. 0 reator de alquilação 53 consiste de um reator de destilação catalítica carregado com zeólito beta (PQ Corporation) e operando em modo de fase gás/líquido mista. A corrente de etileno diluído na linha de gás superior essencialmente de não aromáticos 35 e benzeno da linha de alimentação de benzeno de reciclagem 49 são combinados na linha de alimentação de alquilação 51 e alimentados para o reator de alquilação 53. Adicionalmente, alimentou-se benzeno novo para o reator por meio da linha de alimentação de benzeno novo 77 por meio da linha líquida de separador de gás 79 e da linha de alimentação de alquilador 78. As alimentações totais no reator de alquilação 53 contêm concentrações equimolares de benzeno e etileno. 0 processo de alquilação opera a 280°C, 3.204 kPa, e uma velocidade espacial horária ponderai de benzeno de 0,7 h"1. A conversão de benzeno foi essencialmente de 100 por cento. Cerca de 90 por cento do etileno reagiu no alquilador produzindo uma corrente de efluentes aromáticos através da linha inferior de reator de alquilação 55, que foi alimentada até a conjunto de destilação de três colunas convencional 58 para recuperar qualquer benzeno que não reagiu na segunda coluna de benzeno 59, etilbenzeno na segunda coluna de etilbenzeno 61 e polietilbenzenos na coluna de polietilbenzeno 63 . O benzeno recuperado pode ser reciclado para o reator de alquilação através da linha de reciclagem de benzeno 49. Dentro do processo de alquilação alguns polietilbenzenos, incluindo
dietilbenzenos e alguns trietilbenzenos, foram produzidos também, os quais foram alimentados para um reator de transalquilação 71 operando numa maneira semelhante àquela descrita na patente U.S. N0 5.476.978. 0 reator de transalquilação 71 consiste de um reator de leito fixo operando em modo de fase líquida. Os polietilbenzenos são contatados com benzeno no transalquilador na presença de catalisador de zeólito Y (zeólito Y UOP LZY-82). 0 transalquilador opera a 210°C, 3.103 kPa, uma razão molar de benzeno para etileno de 2,75/1, e uma velocidade espacial horária ponderai de fração de polietilbenzenos de 1,8 h"1. A transalquilação produz etilbenzeno adicional, os etilbenzenos totais da alquilação/transalquilação sendo representados pela linha superior 67 da segunda coluna de etilbenzeno foi reciclada através da linha de alimentação de benzeno 5 para o reator de desidrogenação 9. Quaisquer polietilbenzenos que não reagiram de volta a etilbenzeno foram removidos como alcatrões, como mostrado na linha inferior de polietilbenzeno 70. Esta corrente contém também espécies aromáticas outras que não benzeno e etilbenzeno, que podem entrar com a alimentação gasosa e serem subseqüentemente alquiladas.
O gás de fora do reator de alquilação 53 na linha de produto superior de separador de gás 85 a 3.204 kPa foi alimentado para a segunda unidade de separação 8 9 operando a uma temperatura mínima de -1550C para separar hidrogênio na linha de produto de hidrogênio 105 e etano na linha de alimentação de etano reciclado 3. A corrente de hidrogênio foi esgotada a 6 9 kPa para recuperação de energia. Refere-se à Tabela 1 para a corrente de hidrogênio na linha 105 e corrente de etano de reciclagem na linha 3. 0 sistema criogênico foi operado como tal para minimizar a quantidade de metano contido na corrente de etano de reciclagem. Recuperou-se energia (520 quilowatts) na unidade de turbodilatador 93 do processo. <table>table see original document page 43</column></row><table> Exemplo 2
Descreveu-se uma planta de estireno integrada desta invenção, a planta operando para 8.400 horas de corrente por ano para gerar 350 KTA nominais de produto de estireno. Este exemplo foi semelhante ao Exemplo 1, com as exceções seguintes, mostradas na Figura 2. A corrente gasosa essencialmente não aromática obtida do reator de desidrogenação 9 foi passada através de torre de separação de C2 de corte grosseiro 107 para enriquecer em etileno a corrente gasosa superior essencialmente de não aromáticos, e o reator de alquilação 53 foi operado desse modo em fase completamente gasosa usando catalisador ZSM-5.
Conduziu-se uma desidrogenação simultânea de etano e etilbenzeno de uma maneira semelhante à descrita na patente européia EP-A2-0.905.112. Com referência à Figura 2 e ã Tabela 2, a linha de alimentação de reator de desidrogenação 7 compreendendo alimentações de etilbenzeno (fração molar 0,2) e de etano (fração molar 0,8) combinadas numa razão molar de etilbenzeno para etano de 0,25/1 foi alimentada num reator de desidrogenação de leito fluidificado 9 operando â pressão essencialmente atmosférica, 600°C, e numa velocidade espacial horária de gás total de 300 h"1. O catalisador de desidrogenação compreende oxido de gálio (2,33 por cento em peso), oxido de potássio (0,4 por cento em peso), platina (75 ppm), sílica (1,56 por cento em peso), o balanço para 100 por cento sendo alumina e tem um tempo de permanência de sólidos no leito fluidificado de 12 minutos. A conversão de etilbenzeno é de 55 por cento em peso, e a seletividade para estireno foi de 92 por cento em peso. A conversão de etano foi de 10 por cento em peso, e a seletividade para etileno foi de 90 por cento em peso.
A corrente de efluente de desidrogenação na linha de efluente de desidrogenação 23, emergindo a cerca de 620°C, foi resfriada no primeiro separador 27 até 40°C a 34,5 kPa resultando numa corrente de aromáticos condensados que sai do primeiro separador por meio da linha de efluentes aromáticos 33. A corrente de vapor superior contendo hidrogênio, etano, etileno, metano, e aromáticos não condensados foi comprimida no compressor 29 até 3.200 kPa e adicionalmente resfriada até 10°C, e em seguida alimentada para um segundo separador de maneira semelhante ao primeiro separador 27 (repetição) para recuperar aromáticos adicionais, até um total de recuperação de aromáticos de 99 por cento em peso. A primeira e a segunda correntes de aromáticos condensados da linha de efluentes aromáticos 33 e um segundo separador auxiliar (não mostrado na Figura 2) foram combinadas como produto líquido bruto na linha de efluentes aromáticos 33, compreendendo essencialmente etilbenzeno e estireno. Removeram-se os gases do produto líquido bruto na linha de efluentes aromáticos 33 e alimentou-se num conjunto de destilação de três colunas de separação de produto 3 7 para recuperar o etilbenzeno não convertido na reciclagem na coluna de etilbenzeno 43, e o produto de estireno acabado na coluna de estireno 45, uma quantidade menor de subprodutos compreendendo benzeno e tolueno da coluna de benzeno 39, e os pesados da coluna de estireno 45 para fora pela base numa linha de alcatrão 47.
A corrente gasosa não aromática obtida do último estágio de compressão no compressor 2 9 foi alimentada para uma torre de separação de alcano/alceno de C2 de corte grosseiro usando um condensador de refrigeração de propileno 119 (-27°C) e tambor de condensação ou refluxo 10 9 para produzir produto gasoso por meio as linha de gás superior essencialmente de não aromáticos 35 que foi a alimentação de etileno para a unidade de alquilação 53. A alimentação de etileno por meio da linha de alimentação de reator de alquilação 51 compreende 48,8 por cento em peso de etileno. Os produtos inferiores da torre de separação de alcano/alceno de C2 de corte grosseiro 107 através da linha inferior de torre de separação 111 é rica em etano (98,9 por cento) e esgotada de etileno. Esta corrente rica em etano foi combinada com a linha de alimentação de etano de reciclagem 3 e alimentada como uma corrente de reciclagem de etano para o reator de desidrogenação 9.
Uma alimentação compreendendo benzeno da linha de alimentação de benzeno novo 77 transportado através da linha líquida de separador de gás 79 para a linha de alimentação de alquilador 78, e o benzeno de reciclagem por meio da linha de reciclagem de benzeno 49, e a corrente de etileno enriquecida, contendo etileno, hidrogênio, e etano na linha de gás superior essencialmente de não aromáticos 35, foi alimentada na unidade de alquilação 53. A corrente de etileno e a de benzeno de reciclagem foram combinadas na linha de alimentação de reator de alquilação 51. Adicionou-se benzeno novo por meio da linha de alimentação de alquilador 78. 0 reator de alquilação 53 foi operado em fase completamente gasosa usando um catalisador de zeólito ZSM-5. A razão molar de benzeno para etileno foi de 4,23/1. O processo de alquilação opera a 400°C, 2.545 kPa, e uma velocidade espacial horária ponderai de alimentação total de 130 h'1. Essencialmente todo etileno reagiu no reator de alquilação 53. A conversão de benzeno foi de 22 por cento. A seletividade para o etilbenzeno foi de 92 por cento molar, e a seletividade total para etilbenzeno e polietilbenzenos foi de 98,8 por cento. O efluente do alquilador foi alimentado através da linha inferior de alquilação 55 até a conjunto de destilação de três colunas convencional 58 para recuperar benzeno que não reagiu na segunda coluna de benzeno 59, etilbenzeno na segunda coluna de etilbenzeno 61 e polietilbenzenos na coluna de polietilbenzeno 63. Os polietilbenzenos foram recuperados como etilbenzeno adicional pelo uso de uma etapa de transalquilação no reator de transalquilação 71, semelhante ao Exemplo 1. A corrente de etilbenzeno da linha superior 67 da segunda coluna de etilbenzeno foi reciclado para o reator de desidrogenação 9 através da linha de reciclagem de etilbenzeno 5. Aqueles produtos alquilados que não reagiram de volta para produzir etilbenzeno foram removidos com pesados da coluna de polietilbenzeno 63 por meio da linha inferior de polietilbenzeno 70, que contém também espécies aromáticas arrastadas outras que não benzeno e etilbenzeno que podem entrar com a alimentação gasosa e serem subseqüentemente alquiladas.
O gás de fora da unidade de alquilação na linha de produto superior de separador de gás 85, a 3.2 04 kPa foi alimentado para a segunda unidade de separação 89, consistindo de crio-resfriador 87, separador de alquilação 91, turbodilatador 93, e separador de alquilação adicional 95, operando a uma temperatura mínima de -155°C para separar hidrogênio e etano. A corrente de hidrogênio foi esgotada a 69 kPa para recuperação de energia. Refere-se à corrente de hidrogênio na linha 105 de produto de hidrogênio (Tabela 2) e à corrente de etano de reciclagem nas linhas inferiores de separador 97 e 99, respectivamente, que foram combinadas na linha de alimentação de etano de reciclagem 3 (Tabela 2). 0 sistema criogênico foi operado como tal para minimizar a quantidade de metano contido na corrente de etano de reciclagem. Recuperou-se energia (520 quilowatts) na unidade de turbodilatador 93 do processo. Tabela 2
<table>table see original document page 48</column></row><table> Os dados nas Tabelas 1 e 2 ilustram a seletividade elevada da reação de desidrogenação para etileno e estireno, o grau elevado de pureza da corrente de etileno, a seletividade elevada da reação de alquilação/transalquilação para etilbenzeno (seletividade de 99,7 por cento em peso para etilbenzeno tendo uma pureza de 99,8 por cento em peso), a eficiência elevada da separação de etano/hidrogênio, e o grau elevado de pureza do hidrogênio produzido. Os compostos aromáticos na linha de efluentes aromáticos 33, contendo estireno bruto, são rapidamente separados em estireno de pureza elevada, etilbenzeno de reciclagem, e alguns subprodutos aromáticos, especificamente benzeno, tolueno, e xilenos. Atingiu-se uma recuperação de aromáticos global de 99 por cento em peso.

Claims (63)

1. Processo integrado de preparação de um composto aromático substituído com alquenila de C2-5 e hidrogênio a partir de um alcano de C2-5 e de um composto aromático de C6-12, o processo caracterizado pelo fato de compreender: (a) contatar um alcano de C2-5 e um composto aromático substituído com alquila de C2-5 num reator de desidrogenação na presença de um catalisador de desidrogenação sob condições de processo suficientes para preparar uma corrente de efluente de desidrogenação compreendendo um composto aromático substituído com alquenila de C2-5, o composto aromático substituído com alquila de C2-5, um alceno de C2-5, o alcano de C2-5, e hidrogênio; (b) separar a corrente de efluente de desidrogenação sob condições suficientes para obter uma corrente gasosa, essencialmente não aromática compreendendo o alceno de C2-5, o alcano de C2-5, e hidrogênio, e uma corrente de aromáticos compreendendo o composto aromático substituído com alquenila de C2-5 e o composto aromático substituído com alquila de C2-5, a recuperação de aromáticos sendo maior que cerca de 90 por cento em peso; (c) alimentar a corrente gasosa, essencialmente não aromática compreendendo o alceno de C2-5, o alcano de C2-5, e hidrogênio num reator de alquilação sendo que contata-se a corrente gasosa com um composto aromático de C6-12 na presença de um catalisador de alquilação sob condições de processo suficientes para preparar uma corrente de efluente de alquilação compreendendo o composto aromático substituído com alquila de C2-5, e opcionalmente, composto(s) aromático(s) poli (substituído (s) com alquila de C2-5) , e opcionalmente, composto aromático de C6-I2 que não reagiu, e uma corrente gasosa compreendendo alcano de C2-5 e hidrogênio; (d) separar a corrente de efluente de alquilação sob condições suficientes para recuperar uma fração de composto aromático substituído com alquila de C2-5, e opcionalmente, uma fração de composto (s) aromático(s) poli (substituído (s) com alquila de C2-5) , e opcionalmente, uma fração de composto aromático de C6-12; (e) separar a corrente de aromáticos da etapa (b) numa corrente de composto aromático substituído com alquenila de C2-5 recuperado da etapa (b) e uma corrente de composto aromático substituído com alquila de C2-5; (f) reciclar o composto aromático substituído com alquila de C2-5 recuperado das etapas (d) e (e) no reator de desidrogenação da etapa (a); (g) separar a corrente gasosa compreendendo o alcano de C2-5 e o hidrogênio, obtida da etapa (c), sob condições suficientes para obter uma corrente essencialmente pura de hidrogênio e uma corrente essencialmente pura de alcano de C2-5; e (h) reciclar o alcano de C2-5 da etapa (g) no reator de desidrogenação da etapa (a).
2. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de o alcano de C2-5 ser selecionado do grupo consistindo de etano, propano, e butanos.
3. Processo, de acordo com a reivindicação 2, caracterizado pelo fato de o alcano de C2-5 ser o etano.
4. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de o composto aromático de C6-12 ser representado pela fórmula: sendo que η é um número inteiro de 0 até cerca de 3, e sendo que cada R1 é independentemente selecionado do grupo consistindo de hidrogênio e de parcelas de alquila de C1-5, com o balanço das ligações β - η sendo para hidrogênio.
5. Processo, de acordo com a reivindicação 4, caracterizado pelo fato de o composto aromático de C6-12 ser o benzeno.
6. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de o composto aromático substituído com alquila de C2-5 ser representado pela fórmula: <formula>formula see original document page 52</formula> sendo que η é um número inteiro de 0 até cerca de 3; cada R1 é independentemente selecionado do grupo consistindo de hidrogênio e parcelas de alquila de Ci_5; e R2 é uma parcela de alquila de C2-s, com o balanço de 5 - η ligações sendo para hidrogênio.
7. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de o composto aromático substituído com alquila de C2-s ser selecionado do grupo consistindo de etilbenzeno, etiltolueno, dietilbenzeno, isopropilbenzeno, e diisopropilbenzeno.
8. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de o reator de desidrogenação compreender um reator de leito fluidifiçado.
9. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de o catalisador de desidrogenação compreender gálio, um metal do grupo da platina, ou combinação dos mesmos, suportados por alumina ou zeólito de mordenita.
10. Processo, de acordo com a reivindicação 9, caracterizado pelo fato de o catalisador de desidrogenação compreender gálio e platina suportados por alumina na fase teta ou delta, ou por uma mistura de fases delta mais teta, ou fases teta mais alfa, ou fases delta mais teta mais alfa, modificado com sílica, e tendo uma área de superfície preferivelmente menor que 100 m2/g.
11. Processo, de acordo com a reivindicação 10, caracterizado pelo fato de o catalisador de desidrogenação compreender: (!) de 0,1 até 34 por cento em peso de óxido de gálio (Ga2O3); (II) de 1 até 99 partes por milhão (ppm) em peso de platina; (III) de 0,05 até 5 por cento em peso de óxido de metal alcalino e/ou alcalino-terroso; (IV) de 0,08 até 3 por cento em peso de sílica; (V) o balanço até 100 por cento sendo de alumina.
12. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de o catalisador de desidrogenação compreender: (I) de 6 até 30 por cento em peso de óxido de cromo (Cr2O3); (II) de 0,1 até 3,5 por cento em peso de óxido estanoso (SnO); (III) de 0,4 até 3 por cento em peso de um óxido de metal alcalino; (IV) de -0,08 até 3 por cento em peso de sílica; (V) o balanço até -100 por cento sendo de alumina na fase delta ou teta, ou uma mistura de fases delta mais teta, ou fases teta mais alfa, ou fases delta mais teta mais alfa.
13. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de o catalisador de desidrogenação compreender: (I) de 1 até 60 por cento em peso de óxido de ferro; (II) de 0,1 até 20 por cento em peso de pelo menos um óxido de metal alcalino ou alcalino-terroso; (III) de 0 até 15 por cento em peso de pelo menos um óxido de metal terra rara; (IV) o complemento para 100 por cento sendo um condutor consistindo de uma alumina microesférica cóm um diâmetro selecionado daqueles em fase delta ou teta, ou numa mistura de fases teta mais alfa, ou numa mistura de fases delta mais teta mais alfa modificada preferivelmente com -0,08 até 5,0 por cento em peso de sílica.
14. Processo, de acordo com a reivindicação 13, caracterizado pelo fato de o condutor ter um diâmetro médio de partícula e densidade de partícula tal que o produto final possa ser classificado como Grupo A por Geldart e uma área de superfície de menos que 150 m2/g.
15. Processo, de acordo com a reivindicação 13, caracterizado pelo fato de o óxido de metal alcalino ser o óxido de potássio.
16. Processo, de acordo com a reivindicação 13, caracterizado pelo fato de o óxido de metal terra rara ser selecionado do grupo consistindo de óxido de cério, óxido de lantânio, óxido de praseodimio, e misturas dos mesmos.
17. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo. fato de a desidrogenação ser conduzida numa temperatura maior que 450°C e menor que 700°C.
18. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de a desidrogenação ser conduzida numa pressão maior que 10 kPa e menor que 300 kPa.
19. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de a desidrogenação ser conduzida numa razão molar de composto aromático substituído com alquila de C2-5 para alcano de C2-5 na faixa de 0,01/1 até 1/1.
20. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de a desidrogenação ser conduzida numa velocidade espacial horária de gás maior que 100 h"1 e menor que 10.000 h"1.
21. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de uma porção do catalisador de desidrogenação ser ciclado continuamente para um regenerador para regeneração e em seguida uma porção do catalisador regenerado retornar para o reator de desidrogenação.
22. Processo, de acordo com a reivindicação 21, caracterizado pelo fato de a regeneração compreender contatar o catalisador com oxigênio, e opcionalmente, um combustível gasoso.
23. Processo, de acordo com a reivindicação 22, caracterizado pelo fato de o combustível gasoso ser selecionado do grupo consistindo de metano, etano, gás combustível de refinaria, e misturas dos mesmos.
24. Processo, de acordo com a reivindicação 21, caracterizado pelo fato de a regeneração ser conduzida numa temperatura entre 600°C e 700°C.
25. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de a separação da etapa (b) compreender estágios de resfriamento e compressão, que podem ser repetidos uma ou mais vezes.
26. Processo, de acordo com a reivindicação 25, caracterizado pelo fato de na etapa (b) empregar-se um primeiro separador numa temperatura menor que 50 0C e maior que 30°C e numa pressão maior que 3,5 kPa e menor que 345 kPa.
27. Processo, de acordo com a reivindicação 26, caracterizado pelo fato de na etapa (b) empregar-se um compressor após o primeiro separador, e o compressor operar numa pressão maior que 2.069 kPa e menor que 4.137 kPa.
28. Processo, de acordo com a reivindicação 27, caracterizado pelo fato de na etapa (b) empregar-se um segundo separador após o compressor, o segundo separador operando numa temperatura menor que 20°C e maior que 0°C.
29. Processo, de acordo com a reivindicação 25, caracterizado pelo fato de a corrente de aromáticos obtida da separação da etapa (b) ser separada num conjunto de destilação numa corrente essencialmente pura de composto aromático substituído com alquenila de C2-5 e numa corrente essencialmente pura de composto aromático substituído com alquila de C2-5.
30. Processo, de acordo com a reivindicação 25, caracterizado pelo fato de a recuperação de aromáticos total ser maior que 95 por cento em peso.
31. Processo, de acordo com a reivindicação 25, caracterizado pelo fato de a recuperação de aromáticos total ser maior que 99 por cento em peso.
32. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de a corrente gasosa, essencialmente não aromática da etapa (b) contendo alcano de C2-5 alceno de C2-5, e hidrogênio compreender mais que -1 até menos que 40 por cento molar de alceno.
33. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de a corrente gasosa, essencialmente não aromática da etapa (b) contendo alcano de C2-5, alceno de C2-5, e hidrogênio ser alimentada numa torre de separador para enriquecê-la em alceno de C2-5.
34. Processo, de acordo com a reivindicação 33, caracterizado pelo fato de a torre de separador empregar um condensador de refrigeração usando refrigeração de propileno.
35. Processo, de acordo com a reivindicação 33, caracterizado pelo fato de a corrente gasosa essencialmente não aromática da torre de separador ter uma concentração de etileno maior que 20 e menor que 70 por cento molar.
36. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de o reator de alquilação ser um reator de destilação catalitica ou um reator de leito fixo.
37. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de o catalisador de alquilação ser selecionado do grupo consistindo de sólidos porosos cristalinos com códigos de estrutura MFI, MWW, FAU, BEA, LTL, MAZ, LTA, MOR, ESV, OFF, e sólidos porosos cristalinos MCM-22, MCM-36, MCM-49, MCM-56, e ERS-10.
38. Processo, de acordo com a reivindicação 37, caracterizado pelo fato de a alquilação ser conduzida em fases gás/liquido misturadas, e o catalisador de alquilação ser selecionado de zeólitos beta, mordenita, Y, ômega, L, XeAe MCM-22.
39. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de a alquilação ser conduzida numa fase gasosa, e o catalisador de alquilação ser ZSM-5.
40. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracteri zado pelo fato de a alquilação ser conduzida numa razão molar de composto aromático de C6-12 para alceno de C2-5, numa zona de reação, maior que 1,8/1 e menor que 100/1.
41. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de a alquilação ser conduzida numa temperatura maior que 50°C e menor que 450°C.
42. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de a alquilação ser conduzida numa pressão maior que 21 kPa e menor que 5.171 kPa.
43. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de a velocidade espacial horária ponderai do benzeno ser maior que 0,1 h"1 e menor que 50 h-1.
44. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de a corrente de efluente de alquilação obtida do reator de alquilação ser separada num conjunto de destilação.
45. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de o composto aromático de C6-12 recuperado da separação (d) da corrente de efluente de alquilação ser reciclado para o reator de alquilação.
46. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de os compostos aromáticos poli (substituídos com alquila de C2-5) recuperados da etapa de separação (d) serem alimentados num reator de transalquilação sendo que eles são contatados com composto aromático de C6-12 na presença de um catalisador de transalquilação para produzir composto aromático substituído com alquila de C2-5.
47. Processo, de acordo com a reivindicação 46, caracterizado pelo fato de o catalisador de transalquilação ser selecionado de zeólitos mordenita, beta, e Y.
48. Processo, de acordo com a reivindicação 46, caracterizado pelo fato de o reator de transalquilação ser um reator de leito fixo operando numa temperatura maior que 50°C e menor que 300°C.
49. Processo, de acordo com a reivindicação 46, caracterizado pelo fato de o composto aromático de C6-i2 ser o benzeno; os benzenos poli(substituídos com alquila de C2-5) serem polietilbenzenos; e a razão molar total dos benzenos no benzeno e polietilbenzenos para grupos etila nos polietilbenzenos ser maior que cerca de 1,8/1 e menor que cerca de 17/1.
50. Processo, de acordo com a reivindicação 46, 5 caracterizado pelo fato de o reator de transalquilação ser operado numa pressão maior que 21 kPa e menor que -5.200 kPa.
51. Processo, de acordo com a reivindicação 46, caracterizado pelo fato de o reator de transalquilação ser operado numa velocidade espacial horária ponderai da alimentação total, incluindo benzeno e polietilbenzenos, maior que 0,1 h"1 e menor que 50 h"1.
52. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de usar-se um separador criogênico para separar a corrente de hidrogênio e de alcano de C2-5 na etapa (g) .
53. Processo, de acordo com a reivindicação 52, caracterizado pelo fato de a separação criogênica ser conduzida numa temperatura maior que de -180°C e menor que -100°C.
54. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de o hidrogênio recuperado da etapa (g) ser alimentado num turbodilatador de modo a produzir uma corrente essencialmente pura de hidrogênio e recuperar energia.
55. Processo, de acordo com a reivindicação 54, caracterizado pelo fato de o hidrogênio recuperado ter pureza de pelo menos 99 por cento.
56. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 52 ou 54, caracterizado pelo fato de uma corrente fria obtida da etapa de separação usando um resfriamento criogênico ou turbodilatação ser usada como um auto-refrigerante.
57. Processo integrado de preparação de estireno a partir de benzeno e etano, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de compreender: contatar etano e etilbenzeno na etapa (a) para preparar uma corrente de efluente de desidrogenação compreendendo estireno, etilbenzeno, etano, etileno, e hidrogênio; obter, na etapa (b), uma corrente gasosa essencialmente não aromática compreendendo etileno, etano, e hidrogênio, e uma corrente de aromáticos compreendendo etilbenzeno e estireno; preparar, na etapa (c), uma corrente de efluente de alquilação compreendendo etilbenzeno e, opcionalmente, polietilbenzenos e benzeno que não reagiu, e uma corrente gasosa essencialmente não aromática compreendendo etano e hidrogênio; recuperar, na etapa (d) , etilbenzeno e, opcionalmente, polietilbenzenos e benzeno; separar, na etapa (e), o etilbenzeno do estireno na corrente de aromáticos obtida na etapa (b); reciclar, na etapa (f) , o etilbenzeno recuperado das etapas (d) e (e) no reator de desidrogenação da etapa (a); separar, na etapa (g), a corrente gasosa, essencialmente não aromática compreendendo etano e hidrogênio obtida da etapa (c) sob condições suficientes para obter uma corrente essencialmente pura de hidrogênio e uma corrente essencialmente pura de etano; e reciclar, na etapa (h), o etano da etapa (g) no reator de desidrogenação da etapa (a) .
58. Processo, de acordo com a reivindicação 57, caracterizado pelo fato de o reator de desidrogenação ser 25 um reator de leito fluidificado empregando um catalisador de desidrogenação selecionado do grupo consistindo de catalisadores de óxido de gálio, opcionalmente contendo platina; catalisadores de óxido de cromo, opcionalmente contendo estanho; e catalisadores de óxido de ferro; os catalisadores contendo opcionalmente um metal adicional selecionado de metais alcalinos, alcalino-terrosos, e terras raras, e misturas dos mesmos; os catalisadores sendo opcionalmente suportados por silica ou alumina.
59. Processo, de acordo com a reivindicação 57, caracterizado pelo fato de a corrente gasosa essencialmente não aromática obtida da etapa de desidrogenação e contendo etileno, hidrogênio, e etano ser alimentada num separador de C2 para enriquecer a corrente em etileno.
60. Processo, de acordo com a reivindicação 57, caracterizado pelo fato de o reator de alquilação ser operado em fase gasosa usando um catalisador de zeólito ZSM-5.
61. Processo, de acordo com a reivindicação 57, caracterizado pelo fato de o reator de alquilação ser um reator de destilação catalitica operando em modo de fase gás/liquido mista usando um catalisador de alquilação selecionado do grupo consistindo de zeólitos beta, Y, mordenita, e MCM-22.
62. Processo, de acordo com a reivindicação 57, caracterizado pelo fato de a corrente de etano e hidrogênio obtida da etapa de alquilação ser separada usando resfriamento criogênico e compressão, e opcionalmente, um turbodilatador.
63. Processo, de acordo com a reivindicação 57, caracterizado pelo fato de a recuperação de aromáticos totais ser maior que de 95 por cento em peso, e o hidrogênio recuperado ter essencialmente pureza de 99 por cento molar.
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