BR112015004194B1

BR112015004194B1 - método para aumentar a eficiência de uma seção de desidrogenação de uma unidade de produção de hidrocarboneto aromático de alquenila para desidrogenar hidrocarbonetos aromáticos de alquila em hidrocarbonetos aromáticos de alquenila, e sistema para aumentar a eficiência da desidrogenação dos hidrocarbonetos aromáticos de alquila em hidrocarbonetos aromáticos de alquenila em uma seção de desidrogenação de uma unidade de produção de hidrocarboneto aromático de alquenila

Info

Publication number: BR112015004194B1
Application number: BR112015004194-9A
Authority: BR
Inventors: Slawomir A. Oleksy
Original assignee: Technip Process Technology, Inc
Priority date: 2012-08-30
Filing date: 2012-08-30
Publication date: 2020-10-13
Also published as: KR101982740B1; CN104995157B; US20150210613A1; BR112015004194A2; TWI591052B; US9725379B2; WO2014035398A2; TW201429940A; KR20150054876A; CN104995157A; WO2014035398A3

Abstract

MÉTODO PARA AUMENTAR A EFICIÊNCIA DE UMA SEÇÃO DE DESIDROGENAÇÃO DE UMA UNIDADE DE PRODUÇÃO DE HIDROCARBONETO AROMÁTICO DE ALQUENILA PARA DESIDROGENAR HIDROCARBONETOS AROMÁTICOS DE ALQUILA EM HIDROCARBONETOS AROMÁTICOS DE ALQUENILA, E SISTEMA PARA AUMENTAR A EFICIÊNCIA DA DESIDROGENAÇÃO DOS HIDROCARBONETOS AROMÁTICOS DE ALQUILA EM HIDROCARBONETOS AROMÁTICOS DE ALQUENILA EM UMA SEÇÃO DE DESIDROGENAÇÃO DE UMA UNIDADE DE PRODUÇÃO DE HIDROCARBONETO AROMÁTICO DE ALQUENILA. A presente invenção é direcionada para métodos e sistemas melhoras para aumentar a eficiência de uma seção de desidrogenação de uma unidade de produção de hidrocarboneto aromático de alquenila, em que um hidrocarboneto aromático de alquila, tal como etilbenzeno, é desidrogenado para produzir um hidrocarboneto aromático de alquenila, tal como estireno. Os métodos revelados são mais econômicos financeiramente e em energia que os métodos atualmente conhecidos para fabricação de estireno. Os métodos e sistemas vantajosamente utilizam múltiplos trocadores de reaquecimento arranjado em série e/ou uma configuração paralela que resulta em uma redução do consumo de energia e, consequentemente, uma economia de custo na instalação, bem como uma redução nos custos de investimentos da unidade de fabricação de estireno.

Description

CAMPO DA INVENÇÃO

[001] A presente invenção é direcionada para melhorar os métodos e sistemas para a produção de estireno através da desidrogenação de etilbenzeno, que são mais econômicos financeiramente e com relação a energia que os métodos atualmente conhecidos para a fabricação de estireno. Estes métodos e sistemas, assim, muito vantajosamente resultam em uma redução do consumo de energia e, consequentemente, uma economia de custos de instalação, bem como a redução nos custos de investimento na unidade de fabricação de estireno, em comparação com a tecnologia atual praticada na indústria.

HISTÓRICO

[002] O estireno é um bloco construtivo básico para a fabricação de uma ampla faixa de materiais. É usado para fazer poliestireno, acrilonitrila-butadieno-estireno, resinas de poliésteres, borracha sintética, e uma gama de outros produtos.

[003] A produção de estireno por meio da desidrogenação do etilbenzeno (EB) é comumente conduzida misturando etilbenzeno com vapor e passando a misturada através de um leito catalista de desidrogenação em temperatura elevada (600-650 °C na entrada). 0 vapor é usado como o gás diluente no sistema de reação de desidrogenação para prover o calor necessário para a reação endotérmica do etilbenzeno em estireno (SM).

[004] O vapor usado como diluente tem diversas outras funções, por exemplo, provê o calor necessário para a desidrogenação, reduz a pressão parcial dos reagentes, e remove o carbono no catalista como monóxido de carbono, que é subsequentemente convertido em dióxido de carbono através da reação de deslocamento do gás da água. É difícil recuperar o calor não utilizado na reação a partir do calor e uma enorme quantidade de calor é deixada não recuperada quando o vapor é usado em grande volume. A redução da quantidade de vapor usada na desidrogenação do etilbenzeno é um benefício altamente desejado para economia do processo e diversas tentativas foram feitas para alcançar esta finalidade.

[005] Os métodos atuais para a produção de estireno através da desidrogenação de etilbenzeno utilizam menos que 0,8 kg de vapor por kg de etilbenzeno para colocar a alimentação do reator na temperatura necessária, e para reaquecer o efluente entre os reatores, o que é necessário devido a desidrogenação do etilbenzeno ser altamente endotérmica. Esta quantidade mínima de vapor é necessária para manter a temperatura do vapor abaixo de 899 °C, que é a temperatura máxima permitida para os materiais padrão, tal como a liga 800H, usado para a fabricação de equipamento de processo de alta temperatura e linhas de transferência. A redução da proporção entre vapor e etilbenzeno para menos de 0,8 kg/kg molar demandaria o uso de ligas muito caras, que não são comprovadas no serviço do estireno.

[006] Métodos alternados para evitar a alta temperatura do vapor nos processos para produzir estireno através da desidrogenação do etilbenzeno são conhecidos na técnica. Por exemplo, o documento de patente norte-americana n° 8,084,660 revela um método para aumentar a eficácia e/ou expandir a capacidade de uma nova seção de desidrogenação ou já existente de uma fábrica de estireno adicionando uma unidade de aquecimento direto à seção de desidrogenação tendo um reaquecedor. A unidade de aquecimento direto é posicionada antes ou após o reator, e a unidade de aquecimento direta e reaquecedor são operados em um arranjo paralelo com relação um ao outro. 0 efluente do reator é desviado para ambas a unidade de aquecimento direto e o reaquecedor para aquecimento. A operação da seção de desidrogenação com uma unidade de aquecimento direta adicionada provê economias de energia, quando comparada à operação de uma seção de desidrogenação com somente um reaquecedor.

[007] A publicação do pedido de patente norte- americana n° 2010/0240940 revela um método para a produção de estireno por meio da desidrogenação catalítica de etilbenzeno utilizando vapor diluente em uma proporção entre vapor e óleo que pode ser 1,0 ou menos. O método utiliza temperaturas de vapor na saída do superaquecedor de vapor abaixo destes que demandaria o uso de metalurgia especial e cara no equipamento do processo em alta temperatura. Além disso, esta revelação baseia-se na ideia de aumentar o fluxo de vapor de aquecimento através do sistema sem realmente usar mais vapor. Isto é alcançado recirculando uma parte do vapor de aquecimento por meio de um compressor ou um ejetor de vapor. A opção do compressor parece ser menos favorecida pelos inventores, presumivelmente devido ao alto custo e credibilidade questionável do equipamento rotativo operando em temperaturas em excesso de 600 °C. A opção do ejetor de vapor demanda que a produção de vapor de aquecimento seja provida em alta pressão, o que não é possível e/ou econômico em um cenário onde as unidades de produção de etilbenzeno e estireno estão integradas. Dado que o processo de etilbenzeno produz grandes quantidades de vapor de baixa pressão, para o qual o processo de estireno provê uma saída. Isto é verdadeiro para a grande maioria do estireno produzido através da desidrogenação de etilbenzeno atualmente.

[008] Por motivos econômicos, permanece a necessidade na indústria por métodos e sistemas que possam produzir estireno através da desidrogenação de etilbenzeno utilizando menos que cerca de 0,8 kg de vapor por kg de etilbenzeno.

SUMÁRIO DA INVENÇÃO

[009] A presente invenção é direcionada para um método de aumento da eficácia de uma seção de desidrogenação de uma unidade de produção de hidrocarboneto aromático de alquenila que utiliza o vapor de aquecimento e vapor de alimentação. A seção de desidrogenação é para a desidrogenação dos hidrocarbonetos aromáticos de alquila em hidrocarbonetos aromáticos de alquenila. 0 método compreende pelo menos um primeiro e um segundo reator de desidrogenação, um fluxo de alimentação compreendendo os hidrocarbonetos aromáticos de alquila, em que o efluente do primeiro reator é aquecido em dois ou mais trocadores de reaquecimento arranjados em série ou configuração paralela com relação um ao outro. Os dois ou mais trocadores de reaquecimento estão localizados entre o primeiro e o segundo reator, e cada trocador de reaquecimento é provido com um fluxo independente de vapor superaquecido, com as condições: (a) que a vazão de vapor de vapor superaquecido para os dois ou mais trocadores de reaquecimento seja igual ou menor que a vazão de vapor do vapor superaquecido para um trocador de reaquecimento único em uma seção de desidrogenação equivalente para desidrogenar hidrocarbonetos aromáticos de alquila em hidrocarbonetos aromáticos de alquenila; e (b) que a temperatura do vapor superaquecido para os dois ou mais trocadores de reaquecimento seja igual ou menor que a temperatura do vapor superaquecido necessário para o trocador de reaquecimento único.

[010] De acordo com outra realização, a invenção é direcionada para um método de aumento da eficácia de uma seção de desidrogenação de uma unidade de produção de hidrocarboneto aromático de alquenila que utiliza o vapor de aquecimento e vapor de alimentação. A seção de desidrogenação é para a desidrogenação dos hidrocarbonetos aromáticos de alquila em hidrocarbonetos aromáticos de alquenila. 0 método compreende pelo menos um primeiro e um segundo reator de desidrogenação, um fluxo de alimentação compreendendo os hidrocarbonetos aromáticos de alquila, em que o efluente do primeiro reator é aquecido em dois ou mais trocadores de reaquecimento arranjados em série ou configuração paralela com relação um ao outro. Os trocadores de reaquecimento são localizados entre o primeiro e o segundo reatores, e cada trocador de reaquecimento é provido com um fluxo independente de vapor superaquecido, de forma que a temperatura de entrada do vapor superaquecido provido para os trocadores de reaquecimento seja menor que a temperatura de entrada do vapor superaquecido necessário para um trocador de reaquecimento único que provê a mesma função do trocador de reaquecimento total que os dois ou mais trocadores de reaquecimento.

[011] De acordo com outra realização, a invenção é direcionada para um método de aumento da eficácia de uma seção de desidrogenação de uma unidade de produção de hidrocarboneto aromático de alquenila. A seção de desidrogenação é para a desidrogenação dos hidrocarbonetos aromáticos de alquila em hidrocarbonetos aromáticos de alquenila. 0 método compreende prover pelo menos um primeiro e um segundo reator de desidrogenação, um fluxo de alimentação compreendendo os ditos hidrocarbonetos aromáticos de alquila, em que o efluente do primeiro reator é aquecido em dois ou mais trocadores de reaquecimento arranjados em série com relação um ao outro, os dois ou mais trocadores de reaquecimento estão localizados entre o primeiro e o segundo reator, e cada trocador de reaquecimento é provido com um fluxo independente de vapor superaquecido, em que (a) a proporção entre vapor de aquecimento e etilbenzeno é igual ou menor que a proporção entre vapor de aquecimento e etilbenzeno em um trocador de reaquecimento único de uma seção de desidrogenação equivalente para desidrogenar hidrocarbonetos aromáticos de alquila em hidrocarbonetos aromáticos de alquenila; e (b) a temperatura do vapor de aquecimento fornecido para cada um dos dois ou mais trocadores de reaquecimento é igual ou menor que a temperatura do vapor de aquecimento fornecido para um trocador de calor único que provê a mesma função de reaquecimento total.

[012] De acordo com outra realização, a invenção é direcionada para um sistema de aumento da eficácia de uma seção de desidrogenação de uma unidade de produção de hidrocarboneto aromático de alquenila que utiliza o vapor de aquecimento e vapor de alimentação. A seção de desidrogenação desidrogena os hidrocarbonetos aromáticos de alquila em hidrocarbonetos aromáticos de alquenila. 0 sistema compreende um primeiro reator de desidrogenação e um segundo reator de desidrogenação RI e R2, em que o efluente do primeiro reator RI é reaquecido em dois ou mais trocadores de reaquecimento HB1 e HB2 arranjados em série ou configuração paralela com relação um ao outro, o primeiro trocador de reaquecimento HB1 em comunicação fluida com o primeiro reator RI e o segundo trocador de reaquecimento HB2 está em comunicação fluida com o segundo reator R2, e cada trocador de reaquecimento HB1 e HB2 é provido com um fluxo independente de vapor superaquecido, de forma que a temperatura de entrada do vapor superaquecido provido para os trocadores de reaquecimento HB1 e HB2 seja menor que a temperatura de entrada do vapor superaquecido necessário para um trocador de reaquecimento único HB que provê a mesma função do trocador de reaquecimento total que os dois ou mais trocadores de reaquecimento.

[013] De acordo com ainda outra realização, a invenção é direcionada para um sistema de aumento da eficácia de uma seção de desidrogenação de uma unidade de produção de hidrocarboneto aromático de alquenila que utiliza o vapor de aquecimento e vapor de alimentação. A seção de desidrogenação desidrogena os hidrocarbonetos aromáticos de alquila em hidrocarbonetos aromáticos de alquenila. 0 sistema compreende pelo menos um primeiro reator de desidrogenação e um segundo reator de desidrogenação RI e R2 para receber um fluxo de alimentação compreendendo os hidrocarbonetos aromáticos de alquila. 0 efluente do primeiro reator RI é reaquecido em dois ou mais trocadores de reaquecimento HB1 e HB2 arranjados em série ou configuração paralela com relação um ao outro e localizados entre o primeiro e segundo reatores RI e R2, o primeiro trocador de reaquecimento HB1 em comunicação fluida com o primeiro reator RI e o segundo trocador de reaquecimento HB2 está em comunicação fluida com o segundo reator R2, e cada trocador de reaquecimento HB1 e HB2 é provido com um fluxo independente de vapor superaquecido, com as condições: (a) que a vazão de vapor de vapor superaquecido para os dois ou mais trocadores de reaquecimento HB1 e HB2 seja igual ou menor que a vazão de vapor do vapor superaquecido para um trocador de reaquecimento único HB em uma seção de desidrogenação equivalente para desidrogenar hidrocarbonetos aromáticos de alquila em hidrocarbonetos aromáticos de alquenila; e (b) que a temperatura do vapor superaquecido para os dois ou mais trocadores de reaquecimento HB1 e HB2 seja igual ou menor que a temperatura do vapor superaquecido necessário para o trocador de reaquecimento único HB.

[014] Significativamente, os métodos e sistemas reivindicados proveem uma redução na vazão de vapor de aquecimento enquanto não demanda o uso de ligas caras na fabricação dos trocadores de reaquecimento para a produção de estireno através da desidrogenação do etilbenzeno.

[015] Os sistemas e métodos melhorados revelados aqui são substanciais em termos do seu impacto econômico, por exemplo, uma redução de até 50% na quantidade de uso de vapor, e redução de até 25% na quantidade de combustível utilizado na seção do reator, comparados ao padrão da indústria. Da mesma maneira, estas melhoras não demandam mudanças fundamentais no processo.

[016] BREVE DESCRIÇÃO DAS DIVERSAS VISTAS DOS DESENHOS:

[017] A FIG. 1 é um diagrama em fluxo esquemático de um sistema e processo para a produção de estireno através da desidrogenação de etilbenzeno, como visto na técnica anterior.

[018] A FIG. 2 é um diagrama de fluxo esquemático de uma realização não limitativa de um sistema tendo um trocador de pré-aquecimento da alimentação do reator e dois ou mais trocadores de reaquecimento arranjados em série para uso no presente método.

[019] A FIG. 3 é um diagrama de fluxo esquemático de uma realização não limitativa de um sistema tendo dois ou mais trocadores de reaquecimento arranjados em série para uso no presente método.

[020] A FIG. 4a é uma ilustração de dois ou mais trocadores de reaquecimentos empilhados.

[021] A FIG. 4b é uma vista superior de dois ou mais trocadores de reaquecimento empilhados.

[022] A FIG. 5 é um diagrama de fluxo esquemático de uma realização não limitativa de um sistema tendo um trocador de pré-aquecimento da alimentação do reator e dois ou mais trocadores de reaquecimento arranjados em uma configuração paralela para uso no presente método.

DESCRIÇÃO DETALHADA DA(S)REALIZAÇÃO (ÕES) PREFERIDA(S)

[023] O processo e sistema da presente invenção geralmente compreendem uma redução na quantidade de vapor e energia correspondente demandada para aquecer os reagentes na seção de desidrogenação de uma unidade de produção de hidrocarboneto aromático de alquenila (por exemplo, uma fábrica de estireno).

[024] De acordo com uma realização da invenção, uma redução na quantidade de vapor necessário para a produção de estireno através da desidrogenação de etilbenzeno é obtida separando o trabalho do trocador de reaquecimento entre pelo menos dois trocadores de reaquecimento arranjados em série com relação um ao outro (como apresentado nas Figuras 2 e 3). De acordo com outra realização da invenção, uma redução na quantidade de vapor necessário para a produção de estireno através da desidrogenação de etilbenzeno é obtida separando o trabalho do trocador de reaquecimento entre pelo menos dois trocadores de reaquecimento arranjados em uma configuração paralela com relação um ao outro (como apresentado na Figura 5). Além disso, cada trocador de reaquecimento tem uma fonte independente de vapor superaquecido. Os dois ou mais conjuntos de trocador de reaquecimento podem ser alojados em compartimentos separados (como apresentado nas Figuras 2 e 3) , ou em um compartimento único dividido por um canal comum (como apresentado na Figura 4a).

[025] Um trocador de reaquecimento típico usado no processo de desidrogenação de um hidrocarboneto aromático de alquila, tal como etilbenzeno, é um tipo de casco e tubo, tendo um conjunto de tubo (isto é, uma pluralidade de tubos desconectados independentes) mantidos no lugar por placas de tubo em ambas as extremidades, e em que o fluido lateral do casco, por exemplo, vapor superaquecido, é forçado a fluir através do conjunto de tubo por meio de uma pluralidade de defletores. Para os propósitos desta revelação, os trocadores de reaquecimento típicos usados nos sistemas e aparelho da técnica anterior para desidrogenar hidrocarbonetos aromáticos de alquila em hidrocarbonetos aromáticos de alquenila será designado como trocadores de reaquecimento único.

[026] No entanto, nos métodos e sistemas das presentes invenções, os dois ou mais trocadores de reaquecimento arranjados em série ou configuração paralela com relação um ao outro, podem ser unidades autônomas ou podem ser alinhadas em uma pilha radialmente simétrica e conectadas entre si por canais cilíndricos vazios, conforme ilustrado na Figura 4. 0 arranjo do trocador empilhado é preferido sobre uma série de trocadores autônomos. Os cascos adjacentes em uma pilha de trocador podem ou não ter o mesmo diâmetro, apesar de usar o mesmo diâmetro para todos os cascos e canais é preferido.

[027] Será entendido pelos técnicos no assunto que a função do trocador de reaquecimento total é dividida entre os dois ou mais trocadores de reaquecimento presentemente reivindicados arranjados em série ou uma configuração paralela com relação um ao outro, e cada trocador de reaquecimento é provido por uma fonte independente de vapor superaquecido.

[028] Alternativas aos aspectos dos dois ou mais trocadores de reaquecimento mencionados acima arranjados em série ou configuração paralela com relação um ao outro, tal como os mesmos trocadores de calor segmentados de casco duplo são meramente ilustrativos dos melhores modos de realizar a invenção, e que são suscetíveis de modificação de forma, tamanho, arranjo de partes e detalhes da operação.

[029] De acordo com outra realização da invenção, outra redução na quantidade de vapor demandada para a produção de estireno através da desidrogenação de etilbenzeno é obtida por meio da inclusão de um trocador de pré-aquecimento de alimentação do reator que extrai calor adicional do vapor a partir de dois ou mais trocadores de reaquecimento arranjados em série ou configuração paralela com relação um ao outro que na técnica anterior usualmente vai de um trocador de reaquecimento único para um superaquecedor de vapor. 0 trocador de reaquecimento da alimentação do reator é um tipo de casco e tubo, similar em conceito ao trocador de reaquecimento descrito aqui, como fluxo de alimentação no lado do tubo e o vapor de aquecimento no lado do casco. Outros designs de trocador de preaquecimento são contemplados, no entanto, o tipo casco e tubo é preferido.

[030] A temperatura do vapor que deve ser fornecido para o trocador de reaquecimento a fim de reaquecer o efluente do reator é dada pela relação a seguir:

[031] Ts é a temperatura do vapor fornecido para a entrada do trocador de reaquecimento, TR é a temperatura do efluente do reator entrando no trocador de reaquecimento, FS é a vazão do vapor atravessando o trocador de reaquecimento. A vazão de vapor, isto é, FS, representa a quantidade de vapor medida nas unidades de massa/tempo. Q é a função do trocador de reaquecimento (isto é, mudança de entalpia por unidade de tempo através do trocador de reaquecimento), CPSé a capacidade de aquecimento média do vapor na entrada e saída do trocador de reaquecimento, e α é a abordagem final de frio (isto é, a diferença de temperatura entre o vapor saindo do trocador de calor e o efluente do reator entrando no trocador de reaquecimento) , que é relacionado ao tamanho do trocador de reaquecimento (isto é, quanto maior o trocador de reaquecimento, menor será α, com uma abordagem zero para um trocador de reaquecimento infinitamente maior).

[032] Como visto a partir da relação acima referida, a temperatura de entrada de vapor necessária (Ts) aumenta com a quantidade decrescente de vapor de aquecimento FS. Igualmente importante, a temperatura de entrada (Ts) diminui conforme o trabalho do trocador de reaquecimento (Q) é reduzido. Assim, por meio da divisão do trabalho total do trocador de reaquecimento do processo reivindicado em duas partes, a temperatura de entrada de vapor necessária (Ts) para cada trocador de reaquecimento individual dos dois ou mais trocadores de reaquecimento operando em série com relação um ao outro é reduzido comparado a temperatura de entrada do vapor necessária para um trocador de reaquecimento único que realiza o mesmo trabalho do trocador de reaquecimento.

[033] O "trabalho" do trocador de reaquecimento como definido aqui é a quantidade de calor (isto é, energia térmica) transferida por unidade de tempo (por exemplo, kcal/h, BTU/h, Megawatt).

[034] A Figura 1 apresenta um diagrama de fluxo esquemático típico de um sistema e processo para a produção de estireno através de desidrogenação do etilbenzeno, em que as Figuras 2, 3, e 5 são diagramas de fluxo esquemáticos de realizações não limitativas de um sistema melhorada para uso nos métodos e sistemas descritos aqui.

[035] A reação acontece em uma série de dois reatores com uma etapa de reaquecimento intermediária. A alimentação do reator, contendo etilbenzeno e vapor de alimentação em uma proporção em peso entre vapor e etilbenzeno de entre 0,1 e 0,6, é aquecida com o efluente do segundo reator RX2 no trocador de calor do efluente de alimentação HA, vide, por exemplo, Figuras 1-3. 0 trocador de calor do efluente de alimentação HA age como um pré-aquecedor e aquece o fluxo de alimentação. 0 fluxo de alimentação é misturado em um frasco de mistura M com vapor adicional que é aquecido no superaquecedor B (vide Figuras 1-3, e 5) para uma temperatura suficientemente alta para trazer a mistura resultante para a temperatura de entrada apropriada do reator, tipicamente cerca de 600 a cerca de 650 °C. Para propósitos ilustrativos, o vapor usado para auxiliar o aquecimento da alimentação do trocador de calor do efluente da alimentação HA (isto é, vapor descendente) é chamado de vapor de aquecimento. E o vapor adicionado à alimentação, isto é, etilbenzeno, acima do trocador de calor do efluente de alimentação HA (isto é, vapor ascendente) será referido como vapor de alimentação.

[036] Na Figura 1, o vapor de aquecimento é primeiro aquecido no superaquecedor primário A. A partir daí, é direcionado para o trocador de reaquecimento único HB, onde doa parte do seu calor para o efluente do reator, antes do último entrar no segundo reator R2.

[037] No processo da técnica atual, isto é, Figura 1, o vapor de aquecimento saindo do trocador de reaquecimento HB flui diretamente para o superaquecedor B, onde é aquecido novamente antes de ser adicionado ao primeiro reator RI alimentado. No processo melhorado, por exemplo, conforme apresentado na Figura 2, o vapor deixando o trocador de reaquecimento HB2 atravessa um trocador de pré-aquecimento de alimentação do reator intermediário, doando parte do seu calor para a alimentação do reator - e assim aquecendo a alimentação antes do último ser misturado ao vapor de aquecimento no frasco de mistura M. Isto reduz a temperatura para a qual o vapor de aquecimento deve ser reaquecido no superaquecedor B, ou reduz a quantidade de vapor de aquecimento necessária na mesma temperatura de saída B.

[038] Enquanto é verdadeiro que o trocador de pré-aquecimento da alimentação do reator HC da Figura 2 poderia ser incluído no esquema atual, isto é, Figura 1, sem a necessidade de adicionar um segundo trocador de reaquecimento e um terceiro superaquecedor de vapor (isto é, A2), tal trocador seria muito ineficaz, devido à temperatura do vapor saindo do trocador de reaquecimento HB no processo praticado atualmente ser somente levemente superior à temperatura da alimentação do reator saindo do trocador de calor do efluente de alimentação HA. Por outro lado, no esquema do processo melhorado da Figura 2, o vapor saindo do segundo trocador de reaquecimento HB2 estar em uma temperatura muito mais alta, uma vez que somente uma parte do trabalho do trocador de reaquecimento ser feita neste trocador de reaquecimento. Isto torna possível aquecer a alimentação do reator para uma temperatura superior, antes de ser adicionado ao frasco de mistura M. 0 trocador de pré- aquecimento de alimentação do reator HC pode ser colocado ou acima do frasco de mistura M (conforme mostrado na Figura 2) ou abaixo deste, com a anterior destas configurações preferidas sobre a última. Similarmente, o trocador de pré- aquecimento de alimentação do reator HC pode receber vapor de ambos os trocadores de reaquecimento, isto é, HB1 e HB2, a escolha preferida depende de qual deles tem uma temperatura de saída de vapor mais alta. Finalmente, o primeiro superaquecedor de vapor A2 pode levar o vapor superaquecido para ambos o primeiro trocador de reaquecimento HB1 (como representado nas Figuras 2 e 3) ou para o segundo trocador de reaquecimento HB2. A configuração anterior é preferida, devido à resultar no menor tamanho combinado dos dois trocadores de reaquecimento.

[039] No processo melhorado apresentado na Figura 2, o vapor de aquecimento saindo do trocador de pré- aquecimento da alimentação do reator HC ser direcionado para o superaquecedor de vapor A2, onde é reaquecido, antes de ser enviado para o primeiro trocador de reaquecimento HB1, onde o efluente do primeiro reator RI é aquecido para uma temperatura intermediária entre aquela da saída do primeiro reator e a entrada do segundo reator R2. Após sair do primeiro trocador de reaquecimento HB1, o vapor de aquecimento é direcionado para o superaquecedor B.

[040] Tipicamente, um trocador de reaquecimento único como conhecido na técnica seria um tipo de casco e tudo tendo um conjunto de tubo, como mais completamente descrito aqui acima. A Figura 4a, no entanto, provê uma ilustração de dois ou mais trocadores de reaquecimento como contemplado aqui. Os dois ou mais trocadores de calor podem ser do tipo casco e tubo, e podem consistir de conjuntos de tubo separados alojados em cascos cilíndricos. Os dois ou mais trocadores de reaquecimento podem ser autônomos, ou podem ser arranjados em uma pilha radialmente simétrica e conectados um ao outro por meio de canais cilíndricos (isto é, não contendo tubos). 0 arranjo do trocador empilhado é preferido sobre uma série de trocadores autônomos. Os cascos adjacentes em uma pilha de trocador podem ou não ter o mesmo diâmetro, apesar de usar o mesmo diâmetro para todos os cascos e canais é preferido. Se os trocadores de reaquecimento estiverem alojados em cascos separados, um único casco dividido em um canal comum, empilhado e autônomo, ou uma combinação destes, cada trocador de reaquecimento em série ou configuração paralela tem uma fonte independente de vapor superaquecido. Além disso, cada trocador de reaquecimento pode ter diferentes vazões de vapor, que podem ser alcançadas, por exemplo, adicionando mais vapor de aquecimento logo acima do superaquecedor A2, ou transferindo vapor em torno dos dois ou mais trocadores de reaquecimento em série ou configuração paralela entre si. Em essência, a vazão de vapor para cada um dos dois ou mais trocadores de reaquecimento pode ou não ser a mesma.

[041] Será entendido pelos técnicos no assunto que o vapor de aquecimento adicional pode ser introduzido na seção de desidrogenação de uma fábrica de estireno em um ou mais pontos, por exemplo, entre a entrada do Segundo superaquecedor (isto é, A2) e a entrada do primeiro reator.

[042] A Figura 4b é uma ilustração da vista superior de meramente um dos arranjos de tubo dos dois ou mais trocadores de reaquecimento empilhados contemplados aqui. Os técnicos no assunto podem adaptar outros arranjos de tubo a serem usados na invenção.

EXEMPLO IA

[043] O Exemplo IA ilustra as condições no processo não otimizado da técnica atual.

[044] A alimentação de etilbenzeno é misturada com o vapor de alimentação (isto é, vapor ascendente) do trocador de efluente de alimentação HA. A proporção em peso entre vapor de alimentação e alimentação de etilbenzeno é 0,2. A mistura de alimentação é aquecida em 550 °C no lado do casco do HA com o efluente do R2, que entra no Ha em uma temperatura de 588 °C.

[045] Abaixo do HA, a mistura de alimentação é combinada com o vapor de aquecimento (isto é, vapor descendente) que é aquecido em B para uma temperatura de 826 °C. A quantidade de vapor de aquecimento é equivalente a 0,8 kg por kg de alimentação de etilbenzeno. A mistura de alimentação final resultante entra em RI em uma temperatura de 650 °C. Uma parte do etilbenzeno é convertida em estireno e outros subprodutos em Rl, e o efluente resultante sai do RI em uma temperatura de 561 °C. Este é subsequentemente reaquecido em uma temperatura de 650 °C em um trocador de reaquecimento único HB. 0 vapor de aquecimento do superaquecedor A entra no trocador de reaquecimento em uma temperatura de 850 °C. Por meio do equilíbrio de calor, a temperatura de saída do vapor de aquecimento resultante é 607 °C. 0 vapor de aquecimento é então direcionado para o superaquecedor B.

[046] O tamanho dos trocadores de reaquecimento HA e HB neste exemplo foi selecionado, de forma que a temperatura de saída de vapor dos superaquecedores A e B não excede a temperatura máxima permitida para a liga 800H (899 °C de acordo com o código) . Esta liga tem sido utilizada extensivamente para fabricação de equipamento de alta temperatura para a produção de estireno através da desidrogenação do etilbenzeno.

EXEMPLO 1B

[047] O Exemplo 1B mostra o impacto da implementação de duas das três realizações mencionadas acima da presente invenção, em particular, a inclusão de pelo menos dois trocadores de reaquecimento em série com relação um ao outro e um terceiro superaquecedor. 0 sistema para uso no método de realização do Exemplo 1B é ilustrado na Figura 3.

[048] As vazões de etilbenzeno, vapor de alimentação e vapor de aquecimento são as mesmas que no Exemplo 1, assim como são as temperaturas do reator (entrada e saída) e a temperatura do etilbenzeno e vapor de alimentação saindo do trocador de reaquecimento HA.

[049] Em contraste com o Exemplo IA, o trabalho do trocador de reaquecimento do Exemplo 1B é dividido entre dois trocadores de reaquecimento HB1 e HB2 arranjados em série com relação um ao outro, com uma área de superfície total idêntica à área de superfície do trocador de reaquecimento único HB no Exemplo IA. Adicionalmente, o Exemplo 1B é baseado na condição de que a vazão de vapor (Fs) para os dois ou mais trocadores de reaquecimento arranjados em série é a mesma para um trocador de reaquecimento único.

[050] No entanto, o processo revelado contempla situações em que a vazão de vapor (Fs) é reduzida quando o trabalho combinado do dois ou mais trocadores de reaquecimento arranjados em série é o mesmo ou maior que um trocador de reaquecimento único. Neste cenário, os dois ou mais trocadores de reaquecimento em série demandam menos vapor superaquecido que a quantidade de vapor superaquecido que seria necessária por um trocador de reaquecimento único operando na mesma temperatura.

[051] No Exemplo IB, a área é dividida igualmente entre o primeiro trocador de reaquecimento (HB1) e o segundo trocador de reaquecimento (HB2), e a temperatura do vapor para o trocador de reaquecimento HB1 é ajustada de forma que 50% do trabalho total seja realizado neste trocador. Deve ser percebido que não é um requisito do processo revelado aqui que dois trocadores de reaquecimento sejam do mesmo tamanho, ou que realizem uma parte igual do trabalho geral.

[052] Dada a área de superfície disponível no trocador de reaquecimento HB1, a temperatura da entrada de vapor necessária (fornecida por A2) é 756 °C. 0 vapor sai de HB1 em uma temperatura de 633 °C, e a abordagem da temperatura final fria α neste conjunto é 72 °C (a é 46 °C no reaquecedor de conjunto único do Exemplo IA).

[053] O efluente do reator sai de HB1 em uma temperatura de 606 °C e é reaquecido em HB2 para 650 °C usando o vapor que origina-se no superaquecedor A. A temperatura de entrada do vapor necessária em HB2 é 799 °C, e o vapor sai de HB2 em uma temperatura de 678 °C (a é 72 °C, a mesma que em HB1) . Uma vez que não há necessidade de um superaquecedor de alimentação do reator HC (a temperatura na saída de B é a mesma que no Exemplo IA, e está bem dentro dos limites dos materiais do aparelho convencional, tal como, liga 800H), o vapor saindo de HB2 é enviado diretamente para o superaquecedor A2.

[054] Como pode ser visto, a temperatura de vapor máxima necessária para reaquecer o efluente do reator é substancialmente mais baixa que no processo convencional do Exemplo IA (51 °C mais baixa que em HB2, e 94 °C em HB1) . Além disso, a temperatura é baixa o suficiente para permitir o uso de aço inoxidável menos caro, por exemplo, 304H, ao invés de liga 800H, reduzindo o custo de investimento geral.

EXEMPLO 2A

[055] A configuração do processo no Exemplo 2A é idêntica ao Exemplo IA (vide Figura 1). A vazão de etilbenzeno, temperaturas do reator e a temperatura de etilbenzeno e vapor saindo de HA também são as mesmas, assim como é a quantidade total do vapor usado. A diferença chave é que a proporção em peso entre vapor de alimentação e etilbenzeno é aumentada de 0,2 para 0,5, e a proporção entre vapor de aquecimento e etilbenzeno é reduzida para de 0,8 para 0,5, no entanto, a proporção geral entre vapor e etilbenzeno permanece em 1,0. Estas proporções são representativas de um sistema de recuperação de calor estando presente acima de HA, em que uma mistura de etilbenzeno e água é vaporizada azeotropicamente usando o calor contido no vapor acima a partir da coluna de separação EB/SM que normalmente seria rejeitada para resfriar a água ou ar. Em efeito, este tipo de esquema tem o potencial de reduzir a quantidade líquida de vapor necessária na seção de reação da fábrica de estireno em cerca de metade.

[056] Os documentos de patente norte-americana n° 4,628,136 e 7,922,980, os conteúdos dos quais são completamente incorporados aqui como referência, descrevem um processo em que a sobrecarga de uma coluna de separação de etilbenzeno/estireno é usada para vaporizar uma mistura azeotrópica de etilbenzeno e água, como dito nos Exemplos 2A - 2C e 3, aqui.

[057] Com o vapor de alimentação (isto é vapor adicionado acima de HA) aumentado para 0,5 kg/kg de etilbenzeno e vapor de aquecimento (isto é, vapor adicionado abaixo de HA) reduzido em 0,5 kg/kg de etilbenzeno, a temperatura do vapor de aquecimento necessária para colocar a entrada do primeiro reator RI em 650 °C é aumentado para 981 °C, bem acima do que pode ser manuseado com a liga 800H, convencional, que tem um limite de 899 °C (como definido pelos códigos API e ASME) . Da mesma maneira, mesmo com um trocador de reaquecimento infinitamente grande, a temperatura do vapor de aquecimento que deve ser fornecida para HB é 946 °C. Um trocador de reaquecimento do mesmo tamanho que no Exemplo IA demanda uma temperatura de entrada de vapor de 968 °C. Tal alta temperatura necessitaria do uso de ligas muito caras. Também é importante perceber que a indústria de estireno não tem experiência com o uso de tais ligas para grandes equipamento e linhas de transferência de vapor. Portanto, seria um esforço de desenvolvimento considerável necessário para implementar com sucesso tal mudança significante na metalurgia.

EXEMPLO 2B

[058] O Exemplo 2B é idêntico ao Exemplo 2A (vide Figura 1), exceto que a proporção entre vapor de aquecimento (isto é, vapor abaixo de HA) e etilbenzeno é aumentada para 0,8 kg/kg de etilbenzeno, elevando a proporção geral entre vapor e etilbenzeno em 1,3 kg/kg, isto é, Vapor do Reator/EB (kg/kg). Fazer isto reduz as temperaturas de saída do superaquecedor A e B para 854 °C e 860 °C, respectivamente, o que torna possível o uso de liga 800H, no custo do consumo superior de energia.

EXEMPLO 2C

[059] A configuração do processo neste exemplo é representada pela Figura 2. As vazões de etilbenzeno e vapor são as mesmas que no Exemplo 2A, assim como são as temperaturas do reator e a temperatura de etilbenzeno e vapor saindo de HA.

[060] Neste exemplo, a área de superfície total de dois trocadores de reaquecimento HB1 e HB2 é a mesma que a área de superfície de HB no Exemplo IA. A fim de maximizar a temperatura do vapor entrando em HC, mais área de superfície é usada em HB1 que em HB2, isto é, 78% e 22% do total, respectivamente. Por meio da maximização da temperatura do vapor entrando em HC, uma redução maior na temperatura da saída de vapor B é possível.

[061] Com a área total dividida conforme acima entre os dois trocadores de reaquecimento, o efluente do reator é aquecido para uma temperatura de 619 °C em HB1, isto é, 65% da entrada de calor total necessária para colocar o efluente do reator em 650 °C. A temperatura do vapor necessária na entrada de HB1 é 849 °C, bem abaixo do limite máximo do liga 800H.A temperatura de entrada do vapour necessária para aquecer o efluente do reator de 619 °C para 650 °C em HB2 é 853 °C.

[062] O vapor de aquecimento saindo de HB2 está em 718 °C, que é suficiente para aquecer a mistura de etilbenzeno e vapor de alimentação no HC de 550 °C para 586 °C em um trocador de metade do tamanho do reaquecedor HB (da Figura 1). Com o etilbenzeno e vapor de alimentação entrando no vaso de mistura M nesta temperatura, a temperatura do vapor necessária para aquecer a mistura geral para 650 °C na entrada de RI é 868 °C, bem acima de 100° mais frio que no Exemplo 2A. Isto poderia ser mais reduzido para um mínimo de 839 °C, aumentando o tamanho do HC.

[063] Similarmente, os tamanhos relativos dos dois trocadores de reaquecimento (HB1 e HB2) poderiam ser otimizados para reduzir o custo de investimento geral. Por exemplo, por meio do aumento do tamanho de HB1 e HB2 em 40% e 25%, respectivamente, o anterior poderia ser fabricado inteiramente a partir de 304H SS, que é muito menos caro que a liga 800H. Isto economizaria custo de investimento, apesar do aumento no tamanho combinado de HB1 e HB2.

[064] Comparando o Exemplo 2B ao Exemplo 2C, o trabalho do trocador de reaquecimento no exemplo 2C (reaquecedor duplo, isto é, dois ou mais trocadores de reaquecimento arranjados em série com relação um ao outro) é 105,9 kcal/kg EB vs. 106,7 no Exemplo 2B (reaquecedor único), e é aparente que o processo melhorado permite a redução nos requisitos do vapor do reator de 0,3 kg/kg de etilbenzeno, enquanto ao mesmo tempo reduz o consumo de combustível em cerca de 20%.

[065] Exemplo 3

[066] A geração de corrente dos catalistas de desidrogenação de etilbenzeno pode ser operada em uma proporção geral entre vapor do reator e etilbenzeno tão baixa quanto 1,0 kg/kg em um sistema de dois reatores. É percebido que proporções mais baixas de vapor do reator para etilbenzeno são possíveis, mas precisam de três ou mais reatores operando em série. No entanto, com as proporções do vapor do reator para etilbenzeno menores que 1,0 kg/kg, a atividade catalista é insuficiente para prover comprimento de execução adequado e para alcançar consumo de matérias-primas economicamente viável. Com avanços futuros nos catalistas, pode ser possível reduzir a proporção mínima entre vapor do reator e etilbenzeno para tão baixa quanto 0,85 kg/kg, sem afetar diversamente o comprimento de execução ou consumo de matérias-primas.

[067] O Exemplo 3 ilustra que o processo melhorado da invenção reivindicada tornará possível obter vantagem destas melhoras do catalista, sem a necessidade de recorrer ao uso de ligas de metal caras e não testadas para a fabricação de equipamento crítico, e sem perder os benefícios providos pela recuperação de calor azeotrópica.

[068] O esquema do processo neste exemplo é o mesmo que nos Exemplos 1B (Figura 3) e 2C (Figura 2) . A diferença chave é que a proporção entre vapor de aquecimento (isto vapor descendente do HA) e etilbenzeno é reduzida de 0,5 para 0,4 kg/kg.

[069] A fim de manter as temperaturas do vapor abaixo de 899 °C (isto é, o limite para a liga 800H), a área de superfície do HB1 e HC é aumentada, enquanto o tamanho de HB2 é levemente diminuído. Usando a área de superfície de HB no Exemplo IA como referência, a área de superfície de HB1 é 0,9 (0,78 no Exemplo 2C) , aquela do HB2 é 0,25 (0,28 no exemplo 2C) e aquela do C é 0,75 (0,5 no Exemplo 2C) . As temperaturas de saída correspondentes do superaquecedor A, A2 e B são 895 °C, 883 °C e 883 °C, respectivamente.

[070] A Tabela 1 resume os resultados chave dos exemplos discutidos acima. Q (trabalho do trocador de reaquecimento) foi descrito anteriormente e os dados de HB, HB1, HB2 e HC, Q para os Exemplos 1A-B, 2A-C, e 3 são apresentados abaixo. Adicionalmente, os dados do trabalho absorvido, isto é, Q Absorvido, para os exemplos são apresentados na Tabela 1. 0 trabalho absorvido é o trabalho (energia) absorvido pelo vapor superaquecido. A energia liberada pela queima de combustível para aquecer o vapor é maior que o trabalho absorvido devido aos superaquecedores não serem 100% eficazes. Considerando que a eficiência do superaquecedor é a mesma para a técnica anterior e os métodos revelados aqui, segue que a quantidade de combustível usada é diretamente proporcional ao trabalho absorvido total.

[071] "Vapor do Reator" na Tabela 1 refere-se à soma do Vapor de Aquecimento e Alimentação, que são descritos aqui acima. "Vapor Líquido Necessário" é igual ao Vapor do Reator nos casos em que não há recuperação de calor azeotrópico (isto é, Exemplo 1) . Para os casos em que a recuperação de azeotrópico está presente (isto é, Exemplo 2A- C e 3), é igual ao Vapor de Aquecimento, considerando que o Vapor de Alimentação é considerado "livre". TABELA 1

[072] Enquanto a descrição acima contém muitas especificações, estas especificações não devem ser construídas como limitações ao escopo da invenção, mas meramente exemplificações das realizações preferidas destes. Os técnicos no assunto preverão muitas outras possibilidades dentro do escopo e espírito da invenção conforme definido pelas reivindicações anexas neste.

Claims

1 . MÉTODO PARA AUMENTAR A EFICIÊNCIA DE UMA SEÇÃO DE DESIDROGENAÇÃO DE UMA UNIDADE DE PRODUÇÃO DE HIDROCARBONETO AROMÁTICO DE ALQUENILA PARA DESIDROGENAR HIDROCARBONETOS AROMÁTICOS DE ALQUILA EM HIDROCARBONETOS AROMÁTICOS DE ALQUENILA, sendo o dito método caracterizado por compreender: provisão de pelo menos um primeiro e um segundo reator de desidrogenação e um fluxo de alimentação compreendendo os ditos hidrocarbonetos aromáticos de alquila; reação da alimentação no primeiro reator para fornecer um efluente do primeiro reator; aquecer o efluente do primeiro reator em dois ou mais fluxos trocadores de reaquecimento antes de entrar no segundo reator, os ditos dois ou mais trocadores de reaquecimento estão localizados entre o primeiro e o segundo reator, provisão de cada trocador de reaquecimento com um fluxo independente de vapor superaquecido; e reaquecimento do vapor deixando pelo menos um dos dois ou mais trocadores de reaquecimento antes de entrar no outro trocador de reaquecimento, em que (a) a vazão de vapor superaquecido para os dois ou mais trocadores de reaquecimento é igual ou menor que a vazão de vapor do vapor superaquecido requerido por um trocador de reaquecimento único em uma seção de desidrogenação equivalente para desidrogenar hidrocarbonetos aromáticos de alquila em hidrocarbonetos aromáticos de alquenila; e (b) a temperatura do vapor superaquecido para os dois ou mais trocadores de reaquecimento é igual ou menor que a temperatura do vapor superaquecido requerido pelo dito trocador de reaquecimento único.

2. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fluxo independente do vapor superaquecido para cada trocador de reaquecimento ser provido por um superaquecedor independente.

3. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fluxo de alimentação ser aquecido pelo efluente do segundo reator em um trocador de calor do efluente de alimentação antes de entrar no primeiro reator.

4. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 3, caracterizado por compreender ainda vapor de alimentação que é misturado com o fluxo de alimentação acima do dito trocador de calor do efluente de alimentação.

5. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 1, em que a dita seção de desidrogenação é caracterizada por compreender pelo menos 3 superaquecedores independentes.

6. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo hidrocarboneto aromático de alquila ser etilbenzeno.

7. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo hidrocarboneto aromático de alquenila ser estireno.

8. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelos fluxos independentes do vapor superaquecido terem uma temperatura que não é maior que a temperatura de operação máxima permitida para a liga 800H conforme definido pelos códigos ASME e API aplicáveis.

9. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelos fluxos independentes do vapor superaquecido terem uma temperatura que não é maior que 899 °C.

10. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 6, caracterizado pela proporção em peso entre vapor de aquecimento e etilbenzeno estar na faixa de 0,40 a 0,80.

11. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 6, caracterizado pelo peso da proporção entre vapor de alimentação e etilbenzeno estar na faixa de 0,10 e 0,60.

12. MÉTODO PARA AUMENTAR A EFICIÊNCIA DE UMA SEÇÃO DE DESIDROGENAÇÃO DE UMA UNIDADE DE PRODUÇÃO DE HIDROCARBONETO AROMÁTICO DE ALQUENILA PARA DESIDROGENAR HIDROCARBONETOS AROMÁTICOS DE ALQUILA EM HIDROCARBONETOS AROMÁTICOS DE ALQUENILA, sendo o dito método caracterizado por compreender: provisão de pelo menos um primeiro e um segundo reator de desidrogenação e um fluxo de alimentação compreendendo os ditos hidrocarbonetos aromáticos de alquila; reação da alimentação no primeiro reator para fornecer um efluente do primeiro reator; aquecer o dito efluente do primeiro reator em dois ou mais trocadores de reaquecimento de vapor antes de entrar no segundo reator, os ditos dois ou mais trocadores de reaquecimento estando localizados entre o primeiro e o segundo reator, provisão de cada trocador de reaquecimento com um fluxo independente de vapor superaquecido; e reaquecimento do vapor deixando pelo menos um dos dois ou mais trocadores de reaquecimento antes de entrar no outro trocador de reaquecimento, em que a temperatura de entrada do dito vapor superaquecido provido para os dois ou mais trocadores de reaquecimento é menor que a temperatura de entrada do vapor superaquecido requerido por um trocador de reaquecimento único que provê a mesma função do trocador de reaquecimento total que os dois ou mais trocadores de reaquecimento.

13. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 12, caracterizado pelo fluxo independente do vapor superaquecido para cada trocador de reaquecimento ser provido por um superaquecedor independente.

14. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 12, caracterizado pelo fluxo de alimentação ser aquecido pelo efluente do segundo reator em um trocador de calor do efluente de alimentação antes de entrar no primeiro reator.

15. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 14, caracterizado por compreender ainda vapor de alimentação que é misturado com o fluxo de alimentação acima do dito trocador de calor do efluente de alimentação.

16. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 12, caracterizado pelo hidrocarboneto aromático de alquila ser etilbenzeno.

17. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 12, caracterizado pelo hidrocarboneto aromático de alquenila ser estireno.

18. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 12, caracterizado pelos fluxos independentes do vapor superaquecido terem uma temperatura que não é maior que a temperatura de operação máxima permitida para a liga 800H conforme definido pelos códigos ASME e API aplicáveis.

19. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 12, caracterizado pelos fluxos independentes do vapor superaquecido terem uma temperatura que não é maior que 899 °C.

20. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 16, caracterizado pela proporção em peso entre vapor de aquecimento e etilbenzeno estar na faixa de 0,40 a 0,80.

21. MÉTODO, de acordo com a reivindicação 16, caracterizado pelo peso da proporção entre vapor de alimentação e etilbenzeno estar entre 0,10 e 0,60.

22. SISTEMA PARA AUMENTAR A EFICIÊNCIA DA DESIDROGENAÇÃO DOS HIDROCARBONETOS AROMÁTICOS DE ALQUILA EM HIDROCARBONETOS AROMÁTICOS DE ALQUENILA EM UMA SEÇÃO DE DESIDROGENAÇÃO DE UMA UNIDADE DE PRODUÇÃO DE HIDROCARBONETO AROMÁTICO DE ALQUENILA, sendo o dito sistema caracterizado por compreender um primeiro reator de desidrogenação e um segundo reator de desidrogenação para receber um fluxo de alimentação compreendendo os hidrocarbonetos aromáticos de alquila, em que o efluente do primeiro reator é reaquecido em dois ou mais trocadores de reaquecimento em comunicação fluida um com o outro e localizados entre o primeiro e segundo reator, um primeiro trocador de reaquecimento dos dois ou mais trocadores de reaquecimento está em comunicação fluida com o primeiro reator e um segundo trocador de reaquecimento dos dois ou mais trocadores de reaquecimento está em comunicação fluida com o segundo reator, e cada trocador de reaquecimento é provido com um fluxo independente de vapor superaquecido e o vapor deixando pelo menos um dos dois ou mais trocadores de reaquecimento é aquecido antes de entrar no outro trocador de reaquecimento, em que a temperatura de entrada do vapor superaquecido provido para os trocadores de reaquecimento é menor que a temperatura de entrada do vapor superaquecido requerido por um trocador de reaquecimento único que provê o mesmo trabalho do trocador de reaquecimento total que dois ou mais trocadores de reaquecimento.

23. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 22, caracterizado pelos fluxos independentes do vapor superaquecido para cada trocador de reaquecimento dos dois ou mais trocadores de reaquecimento serem providos por superaquecedores independentes.

24. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 22, caracterizado pelo fluxo de alimentação ser aquecido pelo efluente do segundo reator em um trocador de calor do efluente de alimentação antes de entrar no primeiro reator.

25. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 24, caracterizado por compreender ainda vapor de alimentação que é misturado com o fluxo de alimentação acima do dito trocador de calor do efluente de alimentação.

26. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 22, caracterizado pelo hidrocarboneto aromático de alquila ser etilbenzeno.

27. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 22, caracterizado pelo hidrocarboneto aromático de alquenila ser estireno.

28. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 22, caracterizado pelos fluxos independentes do vapor superaquecido terem uma temperatura que não é maior que a temperatura de operação máxima permitida para a liga 800H conforme definido pelos códigos ASME e API aplicáveis.

29. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 22, caracterizado pelos fluxos independentes do vapor superaquecido terem uma temperatura que não é maior que 899 °C.

30. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 26, caracterizado pela proporção em peso entre vapor de aquecimento e etilbenzeno estar na faixa de 0,40 a 0,80.

31. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 26, caracterizado pelo peso da proporção entre vapor de alimentação e etilbenzeno estar entre 0,10 e 0,60.

32. SISTEMA PARA AUMENTAR A EFICIÊNCIA DA DESIDROGENAÇÃO DOS HIDROCARBONETOS AROMÁTICOS DE ALQUILA EM HIDROCARBONETOS AROMÁTICOS DE ALQUENILA EM UMA SEÇÃO DE DESIDROGENAÇÃO DE UMA UNIDADE DE PRODUÇÃO DE HIDROCARBONETO AROMÁTICO DE ALQUENILA, sendo o dito sistema caracterizado por compreender um primeiro reator de desidrogenação e um segundo reator de desidrogenação para receber um fluxo de alimentação compreendendo os ditos hidrocarbonetos aromáticos de alquila, em que o efluente do primeiro reator é reaquecido em dois ou mais trocadores de reaquecimento localizados entre o primeiro e segundo reator, um primeiro dos dois ou mais trocadores de reaquecimento está em comunicação fluida com o primeiro reator e um segundo dos dois ou mais trocadores de reaquecimento está em comunicação fluida com o segundo reator, e cada trocador de reaquecimento é provido com um fluxo independente de vapor superaquecido e o vapor deixando pelo menos um dos dois ou mais trocadores de reaquecimento é aquecido antes de entrar no outro trocador de reaquecimento, em que (a) a vazão de vapor de vapor superaquecido para os dois ou mais trocadores de reaquecimento é igual ou menor que a vazão de vapor do vapor superaquecido requerido por um trocador de reaquecimento único em uma seção de desidrogenação equivalente para desidrogenar hidrocarbonetos aromáticos de alquila em hidrocarbonetos aromáticos de alquenila; e (b) a temperatura do vapor superaquecido para os dois ou mais trocadores de reaquecimento é igual ou menor que a temperatura do vapor superaquecido requerido pelo trocador de reaquecimento único.

33. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 32, caracterizado pelos fluxos independentes do vapor superaquecido para cada trocador de reaquecimento dos dois ou mais trocadores de reaquecimento serem providos por meio de superaquecedores independentes.

34. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 32, caracterizado pelo fluxo de alimentação ser aquecido pelo efluente do segundo reator em um trocador de calor do efluente de alimentação antes de entrar no primeiro reator.

35. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 34, caracterizado por compreender ainda vapor de alimentação que é misturado com o fluxo de alimentação acima do dito trocador de calor do efluente de alimentação.

36. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 32, caracterizado pelo hidrocarboneto aromático de alquila ser etilbenzeno.

37. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 32, caracterizado pelo hidrocarboneto aromático de alquenila ser estireno.

38. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 32, caracterizado pelos fluxos independentes do vapor superaquecido terem uma temperatura que não é maior que a temperatura de operação máxima permitida para a liga 800H conforme definido pelos códigos ASME e API aplicáveis.

39. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 32, caracterizado pelos fluxos independentes do vapor superaquecido terem uma temperatura que não é maior que 899 °C.

40. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 36, caracterizado pela proporção em peso entre vapor de aquecimento e etilbenzeno estar na faixa de 0,40 a 0,80.

41. SISTEMA, de acordo com a reivindicação 36, caracterizado pelo peso da proporção entre vapor de alimentação e etilbenzeno estar entre 0,10 e 0,60.

42. MÉTODO PARA AUMENTAR A EFICIÊNCIA DE UMA SEÇÃO DE DESIDROGENAÇÃO DE UMA UNIDADE DE PRODUÇÃO DE HIDROCARBONETO AROMÁTICO DE ALQUENILA PARA DESIDROGENAR HIDROCARBONETOS AROMÁTICOS DE ALQUILA EM HIDROCARBONETOS AROMÁTICOS DE ALQUENILA, sendo o dito método caracterizado por compreender: provisão de pelo menos um primeiro e um segundo reator de desidrogenação e um fluxo de alimentação compreendendo os ditos hidrocarbonetos aromáticos de alquila; reação da alimentação no primeiro reator para fornecer um efluente do primeiro reator; aquecer o dito efluente do primeiro reator em dois ou mais trocadores de reaquecimento de vapor antes de entrar no segundo reator, os ditos dois ou mais trocadores de reaquecimento estando localizados entre o primeiro e o segundo reator; provisão de cada trocador de reaquecimento com um fluxo independente de vapor superaquecido; e reaquecimento do vapor deixando pelo menos um dos dois ou mais trocadores de reaquecimento antes de entrar no outro trocador de reaquecimento, em que (a) a proporção de vapor de aquecimento para etilbenzeno é igual ou menor que a proporção de vapor de aquecimento para etilbenzeno requerido por um trocador de reaquecimento único de uma seção de desidrogenação equivalente para desidrogenar hidrocarbonetos aromáticos de alquila em hidrocarbonetos aromáticos de alquenila; e (b) a temperatura do vapor de aquecimento fornecido para cada um dos dois ou mais trocadores de reaquecimento é igual ou menor que a temperatura do vapor de aquecimento requerido por um trocador de reaquecimento único que provê o mesmo trabalho de reaquecimento total.