BRPI0506606B1

BRPI0506606B1 - Processo para desidrogenar um hidrocarboneto

Info

Publication number: BRPI0506606B1
Application number: BRPI0506606-9A
Authority: BR
Inventors: Matthew T Pretz; Susan B Domke; William M Castor; Simon J Hamper
Original assignee: Dow Chemical Co
Priority date: 2004-02-09
Filing date: 2005-02-04
Publication date: 2015-03-31
Also published as: RU2508282C2; US9624142B2; MXPA06008965A; EP1720815B1; WO2005077867A3; CA2554083C; ZA200606323B; US20150073191A1; CA2554083A1; EP1720815A2; CN1926080B; US20080194891A1; RU2006132359A; RU2009136007A; EG24362A; US8669406B2; CN1926080A; RU2379276C2; EP2495228B1; BRPI0506606A

Description

"PROCESSO PARA DESIDROGENAR UM HIDROCARBONETO".

Histórico da invenção 1) Campo da invenção [001] De modo geral, esta invenção refere-se a campo de conversão de hidrocarbonetos e particularmente à desidrogenação de hidrocarbonetos parafinicos produzindo hidrocarbonetos olefinicos, e/ou de hidrocarbonetos aromáticos de alquila produzindo hidrocarbonetos aromáticos de vinila. Em várias incorporações preferidas, a invenção refere-se à desidrogenação de alcanos inferiores, por exemplo etano, isopropano, propano e butanos produzindo suas olefinas correspondentes, por exemplo, etileno, propileno, e butilenos; e/ou à desidrogenação de compostos aromáticos de alquilas inferiores, por exemplo etilbenzeno, propilbenzeno e metil-etilbenzeno produzindo seus compostos hidrocarbonetos aromáticos de vinila (isto é, aromáticos de alquenila) correspondentes, por exemplo estireno, cumeno e alfa-metil-estireno, respectivamente. A invenção inclui ainda um processo integrado para produzir hidrocarbonetos olefinicos e aromáticos de vinila incluindo etapas de alquilação e desidrogenação. 2) Descrição de técnica relacionada [002] A patente U.S. n° 6.031.143 e sua correspondente EP 0 905 112 descrevem um processo integrado para produzir estireno alimentando benzeno e etileno reaproveitado num reator de alquilação para produzir etilbenzeno, misturando o efluente de alquilação com etano e carregando a mistura num reator de desidrogenação contendo um catalisador capaz de desidrogenar concomitantemente etano e etilbenzeno. Separa-se o produto resultante para produzir uma corrente de estireno e etileno, reciclando o etileno para um reator de alquilação. Preferivelmente, o reator de desidrogenação é um reator de leito fluidizado ligado a um regenerador de leito fluidizado a partir do qual circula-se o catalisador entre o regenerador e o reator de desidrogenação em fluxo de contracorrente. Isto é, introduz-se o catalisador no reator de desidrogenação a partir do topo e desce lentamente para o fundo em contracorrente com os reagentes de fase gasosa que sobem por dentro do reator. Durante a descida, o catalisador é desativado. Remove-se o catalisador desativado do fundo do reator de desidrogenação e transporta-se para o topo do regenerador onde ele desce para o fundo em fluxo de contracorrente com ar quente que está subindo. Durante esta descida, o resíduo carbonado presente no catalisador é queimado e o catalisador regenerado é coletado no fundo do regenerador onde ele é circulado de volta para o topo do reator de desidrogenação. [003] WO 02/096844 descreve um melhoramento deste processo onde o catalisador de desidrogenação é transportado do regenerador para o reator de desidrogenação por meio de um hidrocarboneto de alquila condutor, por exemplo etano. Durante o transporte, uma parte do condutor é desidrogenada, (por exemplo, converte-se etano em etileno), e resfria-se o catalisador. [004] EP 1 255 719 e a US 7.002.052 correspondente descrevem um processo integrado semelhante para preparar estireno usando benzeno e etano como matérias-primas. Entretanto, o processo inclui etapas adicionais de separação e reciclagem que são planejadas para melhorar a eficiência. Por exemplo, o efluente desidrogenado que sai do reator de desidrogenação é separado em seus constituintes aromáticos e não aromáticos. Os constituintes não aromáticos, isto é etano, etileno e hidrogênio são reaproveitados num reator de alquilação onde são combinados com benzeno. Os constituintes aromáticos são adicionalmente separados, por exemplo o estireno é recuperado e o etilbenzeno é reaproveitado no reator de desidrogenação. 0 efluente de alquilação é separado em seus constituintes com remoção de hidrogênio, e o etano e o etilbenzeno enviados para o reator de desidrogenação. 0 reator de desidrogenação pode ter uma variedade de tipos convencionais incluindo leito fixo, fluidizado e transportador. [005] Os processos de desidrogenação descritos são eficazes na integração da produção de estireno e etileno usando etano e benzeno como matérias-primas. Assim, estes processos desacoplam eficazmente a produção de estireno da presença ou proximidade de um fracionador de corrente de hidrocarboneto leve como uma fonte de etileno. Entretanto, os processos de desidrogenação descritos empregam longos tempos de contato entre os hidrocarbonetos e o catalisador enquanto em temperatura de reação, resultando em fracionamento térmico, reações laterais indesejadas e na formação de alcatrões e outros produtos pesados. [006] WO 02/096844 introduz o conceito de reator de desidrogenação "tipo riser" dividido operando em modo de contracorrente ou "corrente de mesmo sentido" no qual o catalisador é transportado para cima pneumaticamente através do reator de desidrogenação pelos reagentes em fase gasosa. A velocidade espacial (GHSV) para tal reator é maior que 500 h_1. O catalisador é introduzido no reator com um hidrocarboneto de alquila tal como etano ao passo que o composto aromático de alquila, por exemplo etilbenzeno, é introduzido a uma altura apropriado ao longo do alimentador após quase todo hidrocarboneto de alquila ter sido desidrogenado e a temperatura do catalisador ter sido reduzida. Embora não sejam providos quaisquer exemplos ou condições operacionais, o uso de tal catalisador alimentador conduz presumivelmente a tempos de contato reduzidos entre e reagente e catalisador enquanto no reator. [007] A patente U.S. n° 2.921.102 divulga um processo de desidrogenação para desidrogenar hidrocarbonetos (por exemplo, butano) num reator "alimentador" em fluxo concorrente. A velocidade linear superficial média de hidrocarboneto através do reator é de pelo menos 15 pés e até 50 pés ou mais por segundo com o tempo de permanência de hidrocarboneto no reator sendo menor que 12 segundos e para a desidrogenação do butano, menor que 5 segundos. [008] EP 0 577 280 divulga um processo para desidrogenar hidrocarbonetos usando um catalisador carbonado. O sistema reagente parece operar em fluxo de contracorrente onde o produto de reação é coletado no alto do reator e o catalisador sai pelo fundo da zona de reação onde é coletado, regenerado e reaproveitado. [009] WO 01/44146 divulga um processo para desidrogenar hidrocarbonetos usando um reator de fluidização de corpo único compreendendo uma zona de desidrogenação e uma zona de regeneração de catalisador. [0010] WO 93/12879 divulga o uso de um catalisador de gálio-platina suportado num material de magnésio e alumina de tipo espinélio para desidrogenar parafinas leves. [0011] Temperaturas de desidrogenação e tempos de permanência são, tipicamente, otimizados para equilibrar a cinética de reação tanto de reações cataliticas como de reações (térmicas) em fase gasosa. A reação catalítica produz uma elevada seletividade para os produtos desejados enquanto a reação em fase gasosa produz muitas impurezas e produtos indesejados. Isto é, enquanto a cinética de reação catalítica para os produtos desejados aumenta exponencialmente com a temperatura assim o faz a cinética de reação em fase gasosa; portanto, o tempo de residência e o perfil de temperatura de reação apropriados devem ser selecionados para executar não só a reação catalítica à conversão desejada como não permitir que as reações em fase gasosa não seletivas dominem a seletividade total de produto. Seria útil prover uma aparelhagem e um processo que minimize o período de tempo de contato entre reagentes e catalisador enquanto na temperatura de reação. Particularmente, este é o caso quando se utiliza catalisador altamente reativo que pode se desativar rapidamente. [0012] Embora não visando um "processo de desidrogenação" tal como descrito nas referências acima mencionadas, WO 03/050065 descreve um processo integrado para fabricar estireno onde se combina benzeno e etileno "reaproveitado" numa unidade de alquilação combinando o combinando a corrente de produto resultante de etilbenzeno com etano. Ao contrário das referências descritas anteriormente, este processo utiliza uma reação de desidrogenação oxidante (oxidesidrogenação). Isto é, combina-se a corrente de produto da unidade de alquilação com etano e oxigênio e então concomitantemente desidrogenado de modo oxidante para prover etileno e estireno. 0 etileno resultante é reaproveitado na unidade de alquilação. 0 reator de oxidesidrogenação é descrito como um reator de leito fluidizado operando numa faixa de temperatura de 300 a 550°C, numa faixa de pressão de 1 a 30 bar, numa velocidade espacial horária de gás de 2000 a 6000 h_1, com um tempo de permanência do catalisador na zona de leito fluidizado de 1 a 60 segundos.

Breve sumário da invenção [0013] As deficiências de técnica anterior descritas acima pode ser superadas pela invenção presente que compreende contatar uma corrente gasosa de hidrocarboneto com um catalisador de desidrogenação em temperatura de reação por "tempos de contato" relativamente curtos. Numa incorporação preferida, alcanos inferiores, por exemplo etano, propano e butanos são desidrogenados produzindo suas olefinas correspondentes, por exemplo, etileno, propileno e butilenos; e/ou compostos de hidrocarbonetos aromáticos de alquila inferior, por exemplo, etilbenzeno, propilbenzeno e metil-etilbenzeno são desidrogenados produzindo seus compostos de hidrocarbonetos aromáticos de vinila correspondentes, por exemplo estireno, cumeno e alfa-metil-estireno, respectivamente. [0014] Noutra incorporação, o processo de desidrogenação acima mencionado é combinado com uma etapa de alquilação, como parte de um processo integrado. Também são descritas muitas incorporações adicionais.

Breve descrição dos desenhos [0015] A Figura 1 mostra um diagrama esquemático de fluxo em blocos de uma incorporação da invenção presente na qual se emprega um reator riser com um ponto único de alimentação de hidrocarboneto que pode ser usado para: (1) alimentar somente hidrocarboneto parafinico (por exemplo etano), (2) para alimentar somente hidrocarboneto aromático de alquila (por exemplo etilbenzeno) , ou (3) alimentação mista (por exemplo etano e etilbenzeno), incluindo regeneração de catalisador. [0016] A Figura 2 mostra um diagrama esquemático de fluxo em blocos de uma outra incorporação da invenção presente na qual se emprega um reator riser com uma configuração de múltiplos pontos de alimentação, isto é uma configuração de alimentação dividida de etano e etilbenzeno, incluindo regeneração de catalisador. [0017] A Figura 3 mostra um diagrama esquemático de fluxo em blocos de uma outra incorporação da invenção presente incluindo múltiplos reatores alimentadores com regeneração de catalisador numa configuração em série. [0018] A Figura 4 mostra um diagrama esquemático de fluxo em blocos de uma outra incorporação da invenção presente incluindo múltiplos reatores alimentadores com regeneração de catalisador numa configuração em paralelo. [0019] A Figura 5 mostra um diagrama esquemático de fluxo em blocos de uma outra incorporação da invenção presente semelhante ao da Figura 4, mas incluindo ainda uma configuração de reaproveitamento de catalisador.

Descrição detalhada da invenção [0020] A invenção presente é dirigida para a desidrogenação de pelo menos um e preferivelmente para ambos de: (1) composto hidrocarboneto parafinico, preferivelmente um alcano inferior tendo de 2 a 6 átomos de carbono, porém mais preferivelmente com menos de 5 átomos de carbono, por exemplo etano, propano, isopropano e butanos, produzindo as olefinas correspondentes, isto é, etileno, propileno, e butilenos, respectivamente, e (2) um composto hidrocarboneto aromático de alquila, preferivelmente um composto hidrocarboneto aromático de alquila inferior, tal como por exemplo, etilbenzeno, propilbenzeno, isopropilbenzeno, e metil-etilbenzeno, produzindo composto hidrocarboneto aromático de vinila correspondente, (isto é "aromático de alquenila"), isto é, estireno, cumeno ou alfa-metil-estireno. Descrevem-se várias incorporações da invenção presente incluindo tanto a desidrogenação separada como a simultânea de aromáticos de alquila e de alcanos inferiores. A invenção é útil para preparar estireno e etileno a partir de etilbenzeno e etano, respectivamente. Da mesma forma, cumeno e propileno podem ser preparados a partir de propilbenzeno e propano, respectivamente. [0021] Na invenção presente, a desidrogenação é executada em tempos de contato relativamente curtos de modo a impedir degradação de produto e reações laterais indesejáveis. O termo "tempo de contato médio" ou "tempo de contato" tal como usado aqui tem a intenção de referir-se ao tempo no qual a média molar de moléculas de hidrocarboneto gasoso está em contato com catalisador enquanto em temperatura de reação, independentemente de se os reagentes são convertidos nos produtos desejados. O termo "temperatura de reação" pretende significar uma temperatura na qual ocorre uma quantidade significativa de reação, independentemente de se tais reações são as desidrogenações de reagentes desejadas produzindo seus produtos aromáticos de vinila e olefinas correspondentes. Em outras palavras, a temperatura de reação é a temperatura na qual os hidrocarbonetos não são mais estáveis. O termo "quantidade significativa" pretende significar uma quantidade detectável tendo um impacto econômico sobre o processo. Na maioria das incorporações da invenção, a temperatura de reação é maior que cerca de 500°C e preferivelmente, 550°C. O tempo de contato médio necessita ser suficientemente longo para desidrogenar quantidades aceitáveis de reagentes hidrocarbonetos mas não tão longo para resultar em quantidade inaceitáveis de subprodutos. Embora o tempo de contato requerido esteja relacionado com os reagentes específicos, catalisadores e temperaturas de reação, em incorporações preferidas da invenção o tempo de contato no interior do reator de desidrogenação é menor que 60 segundos, preferivelmente de cerca de 0,5 a cerca de 10 segundos, mais preferivelmente de cerca de 1 a cerca de 8 segundos, e ainda mais preferivelmente de cerca de 1 a cerca de 4 segundos. [0022] Devido à natureza ativa do catalisador preferido, o tempo de permanência médio do catalisador no interior do reator de desidrogenação é, preferivelmente, menor que cerca de 60 segundos, preferivelmente de cerca de 0,5 a cerca de 40 segundos, mais preferivelmente de cerca de 1,0 a cerca de 12,0 segundos, e ainda mais preferivelmente de cerca de 1,0 a cerca de 10 segundos. [0023] Em tais tempos de contato médios e tempos de permanência de catalisador curtos no reator de desidrogenação, a temperatura da mistura reagente, que pode ser fornecida em grande parte pelo catalisador regenerado ou novo aquecido, é, preferivelmente de cerca de 500 a cerca de 800°C. Com respeito aos alcanos inferiores, a mistura reagente está, preferivelmente de cerca de 600 a cerca de 750°C, e com respeito aos aromáticos de alquila de cerca de 550 a cerca de 700°C porém mais preferivelmente de cerca de 570 a cerca de 660°C. Em geral, a temperatura máxima no reator será encontrada em sua extremidade inferior e quando a reação continua e o catalisador e a mistura reagente sobem, a temperatura diminuirá na direção da extremidade superior do reator. [0024] A pressão operacional aplicável do reator de desidrogenação é bem ampla, isto é de cerca de 3,7 a cerca de 64,7 psia. A pressão na qual a reação prossegue é tipicamente de cerca de 14,7 a cerca de 64,7 psia, e preferivelmente de cerca de 14,7 a cerca de 44,7 psia. Entretanto, em várias incorporações preferidas da invenção, a pressão operacional do reator de desidrogenação pode estar abaixo da atmosférica, isto é de cerca de 3,7 a 14,7 psia, mais preferivelmente de cerca de 6,0 a cerca de 14,7 psia. [0025] A velocidade espacial horária de gás (GHSV) encontrada para o presente processo varia de cerca de 1.000 a cerca de 150.000 metros cúbicos normais/h de alimentação de hidrocarboneto por metro cúbico de catalisador em densidade aparente. A velocidade de gás superficial de cerca de 5 a cerca de 80 pés/segundo, preferivelmente de cerca de 15 a cerca de 70 pés/segundo. Preferivelmente, o fluxo de catalisador é de cerca de 10 a cerca de 120 libras/pé2.s com uma razão e catalisador para carga de cerca de 5 a cerca de 100 numa base peso para peso. Preferivelmente, o catalisador move-se pneumaticamente através do sistema reagente por um fluido condutor que, preferivelmente, é ou um fluido diluente inerte ou um dos reagentes em forma gasosa. Alternativamente, o catalisador pode ser transportado através do reator em pressão subatmosférica sem diluente. Exemplos de gases condutores diluentes inertes são nitrogênio, hidrocarbonetos voláteis, por exemplo metano, e outros condutores que não interfiram com a reação, vapor d'água, dióxido de carbono, argônio e similares. Os compostos hidrocarbonetos parafinicos úteis como reagentes no processo da invenção presente são também fluidos condutores preferidos e, são muitissimo preferidos o etano, propano, e butano. Preferivelmente não se usa vapor d'água na invenção presente. A quantidade requerida de gás condutor é somente aquela quantidade necessária para manter as articulas de catalisador em estado fluidizado e transportar o catalisador do regenerador para o reator. Preferivelmente, a quantidade empregada de gás condutor pode variar de cerca de 0 a cerca de 0,2 kg de gás/kg de catalisador. Pontos de injeção de gás condutor, especialmente gás condutor de material de alimentação de reagente podem ser feitos em pontos múltiplos da linha de transferência de catalisador regenerado ligando o regenerador com a extremidade inferior do reator riser. O gás condutor sairá do reator com o gás produto ou através da corrente de ventilação do regenerador. No caso onde o gás condutor é também um reagente, uma porção considerável do gás condutor pode reagir e sair do reator com a corrente de gás produto. [0026] O curto tempo de contato requerido pela invenção presente pode ser obtido por meio de um número designs conhecidos de reator incluindo reatores fluidizados rápidos, alimentadores e depressores. Reatores alimentadores são bem conhecidos e comumente empregados na conversão de determinadas frações de petróleo em gasolina em processos de fracionamento catalítico em leito fluidizado (FCC). Vide por exemplo a patente U.S. n° 3.888.762 que descreve um reator riser de fase diluída de curto tempo projetado para tempos de contato de cerca de 10 segundos, e que inclui ainda configurações de reaproveitamento e regeneração de catalisador - incorporada aqui por referência. Vide também: Publicação US N° 2004/0082824; WO 2001/85872 e WO 2004/029178. Num processo FCC, um catalisador particulado sólido, usualmente um tipo de catalisador de argila ácida, sílica-alumina ou zeólito natural ou sintético, é introduzido com um fluido condutor para a extremidade inferior de recipiente de reação tubular ou cilíndrico longo juntamente com uma fração de petróleo em temperatura elevada e pressão moderada. O processo de fracionamento ocorre no petróleo quando o petróleo líquido é vaporizado pelo catalisador aquecido e ambos sobem no cilindro reator. No topo do reator riser, o catalisador e o produto hidrocarboneto são separados e a corrente de produto gasolina sai via um tubo de ventilação para separação e processando ainda em gasolina e frações de óleo aquecidas. O catalisador sedimenta num espaço anelar entre a parede externa do tubo alimentador e a parede interna do invólucro de proteção do reator através do qual um gás extrator contata o catalisador, numa taxa que não impede sedimentação do catalisador, e retira produto de petróleo adicional da superfície de catalisador. Depois, o catalisador é enviado para um regenerador/reativador onde o catalisador é contatado com um fluido de regeneração, usualmente um gás contendo oxigênio para combustão de quaisquer hidrocarbonetos remanescentes, resíduos pesados ou alcatrões, e o catalisador regenerado é mandado de volta para a extremidade inferior do reator riser para contatar petróleo adicional para fracionamento. O catalisador usado também pode ser reciclado para a extremidade inferior do reator sem regeneração. [0027] De maneira semelhante, numa incorporação preferida da invenção presente introduz-se o composto hidrocarboneto aromático de alquila e/ou o composto hidrocarboneto parafinico na extremidade inferior de um reator que se contata com o catalisador regenerado ou novo quente que é movido pneumaticamente por um gás condutor. Quando o composto hidrocarboneto sobe no reator cilindrico com o catalisador, a reação de desidrogenação ocorre e no topo ou na extremidade superior do alimentador, o composto hidrocarboneto aromático e vinila e/ou olefina inferior separa-se do catalisador. O reator riser pode ser construido com materiais convencionais usados em processamento petroquímico ou FCC e, convencionalmente, é um recipiente de aço usando uma liga suficiente para conter os materiais hidrocarbonetos da reação, considerando a temperatura, pressão e taxas de fluxo empregadas e pode ser revestido com refratário. As dimensões do reator riser dependem do design de processo para facilidade de processamento, incluindo a capacidade ou produtividade operacional, velocidade espacial horária de gás (GHSV), temperatura, pressão, eficiência de catalisador e razões unitárias de carga convertida em produtos numa seletividade desejada. [0028] Obtém-se, convenientemente, a separação de hidrocarboneto gasoso e catalisador por meio de um separador por cavitação centrífuga, tal como um separador a ciclone, mas a separação pode ser feita por quaisquer meios convencionais para separações tipo sólido-gás, incluindo filtração e suspensão em líquido. É importante minimizar o tempo de contato médio entre o ca e o hidrocarboneto uma vez que eles saem do reator de desidrogenação. Preferivelmente isto ocorre por pelo menos um dos dois meios: separação fisica de catalisador do hidrocarboneto, e resfriamento do catalisador e/ou hidrocarboneto até uma temperatura abaixo da temperatura de reação de hidrocarboneto presente. 0 tempo de contato médio do catalisador e hidrocarboneto em temperatura de reação no dispositivo de separação é, tipicamente, menor que 60 segundos, preferivelmente menor que cerca de 10 segundos, e mais preferivelmente menor que cerca de 5 segundos, e ainda mais preferivelmente menor que cerca de 3 segundos. O dispositivo de separação pode ser um separador por cavitação de sólido-gás convencional, tais como separadores a ciclones usados comumente em aplicações de FCC. Os separadores a ciclones preferidos incluem designs "acoplados" ou de dois estágios incluindo tanto designs de pressão positiva como de pressão negativa. Provêm-se exemplos adicionais nas patentes U.S. n°s 4.502.947, 4.985.136 e 5.248.411. Uma vez separado, o catalisador é ou reciclado para o reator de desidrogenação ou transferido para um regenerador. [0029] Além de separar o catalisador do hidrocarboneto, o dispositivo de separação pode incluir um trocador de calor e/ou unidade de resfriamento para entregar um fluido para resfriar o catalisador e/ou hidrocarboneto até uma temperatura abaixo da temperatura de reação. Tal fluido pode ser entregue via um design de resfriamento convencional incluindo bicos pressurizados para entregar fluido de resfriamento, por exemplo, estireno liquido, água e similares. Tal tecnologia de resfriamento é obtenivel de Stone & Webster e BP Amoco. [0030] O tempo de contato médio entre os catalisadores e hidrocarbonetos enquanto em temperatura de reação em todo o reator de desidrogenação e dispositivo de separação é, preferivelmente, menor que 60 segundos, mais preferivelmente menor que cerca de 20 segundos, e ainda mais preferivelmente menor que cerca de 10 segundos, e ainda mais preferivelmente menor que cerca de 7 segundos. [0031] Uma vez separado, o hidrocarboneto gasoso é separado adicionalmente, isto é aromático e não aromático, etc., que pode ser parte de um processo integrado tal como descrito em US 6.031.143, WO 02/096844, e US 2003/0028059. O catalisador usado pode ser depois, opcionalmente, enviado para um extrator, e em seguida ou para um regenerador ou ciclo de reciclagem, após o que o catalisador retorna para o reator de desidrogenação. Durante a regeneração contata-se o catalisador com um fluido de regeneração, usualmente um gás contendo oxigênio e opcionalmente uma fonte de combustível tal como metano ou gás natural onde hidrocarbonetos remanescentes, coque, resíduos pesados, alcatrão, etc. são removidos do catalisador, e o catalisador regenerado resultante é enviado de volta para o reator de desidrogenação sem regeneração via um ciclo de reciclagem. O catalisador usado reciclado pode ser combinado com catalisador regenerado como um meio de controlar temperatura e atividade de catalisador no interior do reator de desidrogenação. A combinação de catalisador reciclado e regenerado pode ser otimizada em resposta à retro-alimentação da saída do reator de desidrogenação. Um exemplo de um meio para controlar esta combinação está descrito em WO 03/083014, incorporada aqui por referência. Provêm-se exemplos de ambas configurações de regeneração e reciclagem na patente U.S. n° 3.888.762 e US 2003/0196933, se também se incorporam aqui por referência. [0032] Os catalisadores preferidos para uso na invenção presente são muito ativos e são capazes de desidrogenar hidrocarbonetos parafinicos e aromáticos de alquila em menos que poucos segundos em temperaturas ideais de reação. Catalisadores preferidos incluem os tipos particulados sólidos que são capazes de fluidização e, preferivelmente, aqueles que exibem propriedades Geldart A, conhecidos na indústria. Os catalisadores baseados em gálio descritos em US 6.031.143 e WO 2002/096844 são particularmente preferidos no presente processo e incorporam-se aqui por referência. Uma classe de catalisadores preferidos para areação de desidrogenação baseia-se 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, modificada com silica, e tendo, preferivelmente, uma área superficial menor que cerca de 100 m2/g, determinada pelo método BET conhecido daqueles treinados na técnica. Mais preferivelmente, o catalisador compreende: (I) de 0,1 a 34 por cento em peso, preferivelmente de 0,2 a 3,8 por cento em peso de óxido de gálio (Ga2C>3) ; (II) de 1 a 200 partes por milhão (ppm) , preferivelmente de 100 a 150 ppm em peso de platina; (III) de 0,05 a 5 por cento em peso, preferivelmente de 0,1 a 1 por cento em peso de um metal alcalino ou alcalino-terroso tal como potássio; (IV) de 0,08 a 3 por cento em peso de silica; (V) o balanço para 100 por cento sendo alumina. Catalisadores baseados em gálio semelhantes estão descritos em WO 2003/053567 que incluem ainda manganês; e US 2004/02242945 que incluem ainda zinco, e EP-Bl- 0.637.578. A descrição dos catalisadores destes documentos se incorpora expressamente aqui por referência. [0033] Outro catalisador apropriado para reação de desidrogenação baseia-se em cromo e compreende: (I) de 6 a 30 por cento, preferivelmente de 13 a 25 por cento em peso de óxido de cromo (Cr203) ; (II) de 0,1 a 3,5 por cento, muitíssimo preferivelmente de 0,2 a 2,8 por cento em peso de óxido estanoso (SnO) ; (III) de 0,4 a 3 por cento, muitíssimo preferivelmente de 0,5 a 2,5 por cento em peso de um óxido alcalino, por exemplo, óxido de potássio; (IV) de 0,08 a 3 por cento em peso de sílica; (V) o balanço para 100 por cento sendo 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. [0034] Os catalisadores mencionados aqui acima podem ser usados como tal ou diluídos com um material inerte, por exemplo, alumina alfa, modificada possivelmente com óxidos de metais alcalinos e/ou sílica, numa concentração do produto inerte entre 0 e 50 por cento em peso. [0035] Detalhes da preparação dos catalisadores acima mencionados e suas espécies mais preferidas podem ser encontrados em US 6.031.143 e EP-B1-0.637.578. Tipicamente, o processo para preparar os catalisadores de desidrogenação acima mencionados, compreende dispersar precursores dos metais catalíticos, por exemplo, soluções de sais solúveis dos metais catalíticos sobre 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 seguido por separação da porção liquida da solução adsorvente, secagem, e ativação do sólido resultante. Como outra alternativa, o condutor pode ser tratado com espécie volátil dos metais desejados. No caso de se adicionar metais alcalinos ou alcalino-terrosos, 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. [0036] Outros catalisadores de desidrogenação apropriados, baseados em óxido de ferro, são divulgados em EP 1 216 219. Estes catalisadores compreendem: (I) de 1 a 60 por cento, preferivelmente de 1 a 2 0 por cento em peso de óxido de ferro; (II) de 0,1 a 20 por cento, preferivelmente de 0,5 a 10 por cento em peso de pelo menos um óxido de metal alcalino ou alcalino-terroso, mais preferivelmente, óxido de potássio; (III) de 0 a 15 por cento, preferivelmente de 0,1 a 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 alumina micro-esferoidal com um diâmetro selecionado daqueles na fase delta ou teta, ou numa mistura de fases teta mais alfa, ou numa mistura de fases delta mais teta mais alfa, modificado preferivelmente com de 0,08 a 5,0 por cento em peso de sílica. [0037] Mais preferivelmente, o condutor no catalisador de óxido de ferro preferido tem um diâmetro médio de partícula e uma densidade de partícula tal que o produto final possa ser classificado como Grupo A de acordo com Geldart (Tecnologia de Fluidização de Gás, D. Geldart, John Wiley & Sons) e uma área superficial menor que cerca de 150 m2/g, medida pelo método BET conhecido daqueles treinados na técnica. O processo para preparar o catalisador de óxido de ferro é bem conhecido e está integralmente descrito em EP 1 216 219. [0038] Outro catalisador de desidrogenação aplicável consiste de um zeólito de mordenita, opcionalmente promovido com um metal selecionado de gálio, zinco, metais do grupo da platina, ou uma combinação dos mesmos, tal como descrito em US 5.430.211 e incorporado aqui por referência. Preferivelmente a mordenita é extraída com ácido e em seguida impregnada ou sofrendo troca iônica com um ou mais metais selecionados de gálio, zinco, e os metais do grupo da platina, mais preferivelmente gálio. Neste catalisador, a carga metálica total varia tipicamente de 0,1 a 20 por cento em peso, baseado no peso total do catalisador. [0039] Tal como mencionado, os catalisadores preferidos para uso com a invenção presente são muito ativos e capazes de completar a reação de desidrogenação num tempo de reação relativamente curto, por exemplo em questão de segundos. Conseqüentemente, se for permitido que o catalisador permaneça em contato com a mistura de hidrocarbonetos em temperatura de reação por um período mais longo que o necessário para completar a reação de desidrogenação, formam-se subprodutos indesejáveis a partir dos materiais que não reagiram e/ou os produtos desejados degradam-se por exposição continuada ao catalisador em condições de processo. O uso de tempos de contato curtos entre o hidrocarboneto e o catalisador enquanto em temperatura de reação no reator de desidrogenação resulta numa conversão, seletividade e diminuição nas quantidades de subprodutos formados inesperadamente vantajosas. Amplia-se este efeito inesperado pelo uso de tempos de contato curtos entre os produtos hidrocarbonetos e o catalisador enquanto em temperatura de reação no dispositivo de separação. Além disso, o uso de um reator, com tempo de permanência ou contato curto, diminui a quantidade requerida de catalisador para o processo. Um estoque menor de catalisador provê vantagens operacionais e econômicas comparado aos processos de técnica anterior. [0040] Breve descrição das várias vistas dos desenhos [0041] Várias incorporações preferidas da invenção são ilustradas nas figuras anexas. Retornando à Figura 1, um reator riser cilindrico tubular 10 tendo uma extremidade inferior 12 e uma extremidade superior 14 está conectado em sua extremidade inferior 12 a uma linha de transferência de catalisador regenerado ou novo 16 e em sua extremidade superior 14 a uma linha de saida de gás produto 18. remove-se o catalisador usado ou desativado do gás produto na extremidade superior 14 por um dispositivo de separação (não mostrado) que pode ser um separador por cavitação sólido-gás convencional, tal como um separador a ciclone tal como descrito anteriormente, e envia-se o catalisador via uma linha de transferência de catalisador usado 20 para o regenerador 22 que é um recipiente de reação no qual ar de combustão é soprado no regenerador 22 por meio de uma linha de ar 24. Combustível suplementar pode ser adicionado via linha de combustível 62 para prover o calor de reação e o calor sensível necessário, incluindo o calor de vaporização no caso de carga líquida no reator riser 10. Os produtos de combustão da oxidação de hidrocarboneto sobre o catalisador são removidos do regenerador 22 por meio de linha de gás de ventilação 28. Antes de ser enviado para descarte ou recuperação térmica adicional, o gás de ventilação pode ser filtrado para remoção de finos de catalisador e poeira por equipamento convencional que não está mostrado. Como resultado da combustão e remoção de hidrocarboneto o catalisador é regenerado e aquecido até uma temperatura suficiente para desidrogenar os materiais de alimentação de hidrocarbonetos e é removido do regenerador 22 por meio de uma linha de saída de catalisador regenerado 30. Mantém-se a fluidização por injeção de um gás condutor ou diluente, por exemplo nitrogênio, por meio de linhas de injeção de nitrogênio 26 e 32, e linha de injeção de gás condutor 34, 36, e 38, a fim de que o catalisador seja introduzido pela extremidade inferior 12 do reator riser 10 onde ele contata o etano que é introduzido via linha de alimentação de hidrocarboneto 40. [0042] Embora a Figura 1 tenha sido descrita referindo-se a desidrogenação de etano, compreender-se-á que a invenção presente, juntamente com a incorporação de Figura 1 é também aplicável para a desidrogenação de outros hidrocarbonetos, incluindo alcanos inferiores tais como propano e butano, e aromáticos de alquila inferiores, tais como etilbenzeno, propilbenzeno e metil-etilbenzeno. [0043] Em operação, a incorporação mostrada na Figura 1 prossegue alimentando catalisador regenerado numa temperatura de cerca de 600 a cerca de 800°C do regenerador 22 por meio de linha de salda de catalisador regenerado 30 na linha de transferência de catalisador novo ou regenerado 16 com o catalisador sendo mantido num estado fluido de um material particulado sólido de Geldart A por meio de gás inerte fluidizante, tal como nitrogênio, alimentado através de linhas de injeção de nitrogênio 26 e 32, e gás condutor, que pode ser inerte (novamente, tal como nitrogênio) ou um gás reagente, tal como um hidrocarboneto parafinico, tal como por exemplo, um alcano inferior, preferivelmente etano, propano, ou butano, via linhas de injeção de gás condutor 34, 36, e 38. Introduz-se esta mistura de catalisador e gás condutor, na extremidade inferior 12 do reator riser 10 e contata uma carga de hidrocarboneto na forma liquida ou gasosa, preferivelmente a última, introduzida por meio de linha de alimentação de hidrocarboneto 40. O catalisador e a carga de hidrocarboneto, por exemplo, um alcano inferior, tal como etano, propano ou butano, ou um composto hidrocarboneto aromático de alquila, ou uma mistura tanto de alcano inferior como de composto hidrocarboneto aromático de alquila, contata o catalisador e sobem no reator alimentado 10 com o catalisador, carga (que agora já se transformou em gás) e o gás condutor. Quando a mistura catalisador/carga/gás condutor sobe no reator, ocorre a reação de desidrogenação e a carga é convertida numa olefina inferior e/ou composto aromático de vinila, dependendo do material constituinte da carga.Quando a mistura reagente contendo gás e catalisador atinge a extremidade superior 14 do reator riser 10, o catalisador e a mistura reagente gasosa se separa por um dispositivo de separação sólido-gás, tal como um dispositivo de separação por cavitação que, preferivelmente, pode ser um separador de gás-sólido a ciclone, que é convencional e não mostrado, mas que é bem conhecido daqueles treinados na técnica da indústria de FCC. 0 produto gasoso separado é enviado para recuperação e purificação e o catalisador é enviado para regeneração e reaquecimento por meio de linha de transferência de catalisador usado ou desativado 20. Quando o catalisador usado ou desativado é introduzido no regenerador 22, ele entra em contato com ar de combustão aquecido que é introduzido por linha de ar 24 e combustível suplementar introduzido por linha de combustível 62, tal que os materiais hidrocarbonetos restantes na superfície do catalisador são queimados e saem do regenerador via linha de ga ventilador 28. O processo de combustão serve também pra um segundo propósito que é o de aquecer o catalisador afim de que o catalisador possa funcionar como um meio ou agente transferidor de calor no reator riser 10. Tal como usado nesta incorporação, a carga de hidrocarboneto 40 pode ser um hidrocarboneto parafínico tal como um alcano inferior, um composto hidrocarboneto aromático de alquila, ou uma mistura dos dois. [0044] A Figura 2 ilustra uma outra incorporação não limitativa preferida que é uma variante do processo da invenção presente usando uma configuração semelhante de reator riser 10 em ou adjacente à extremidade inferior 12 por meio de linha de alimentação de etano 4 4 e o composto hidrocarboneto aromático de alquila inferior (por exemplo etilbenzeno), é alimentado num ponto mais elevado no reator riser 10, por exemplo na linha de alimentação de etilbenzeno 42. Assim, o tipo de reação ilustrado pelo processo da Figura 2 é um processo de reator riser de "carga dividida" que produz estireno e subprodutos, tal como etileno que pode retornar para uma etapa de alquilação para reagir com benzeno adicional produzindo mais etilbenzeno como parte de um processo integrado. [0045] Já a Figura 3 ilustra uma outra incorporação não limitativa preferida da invenção. Nesta incorporação, ilustra-se uma configuração de reator "alimentador duplo" na qual os reatores alimentadores 10 e 48 são ligados em série. Tal como mostrado na Figura 3, o reator riser 10 tem extremidade inferior 12 e extremidade superior 14. A extremidade inferior 12 é ligada à linha de catalisador novo ou regenerado 16 e o catalisador é mantido em estado fluidizado por injeção de gás condutor via linhas 34 e 36. O material alimentador de hidrocarboneto, tal como etano, é introduzido pela extremidade inferior 12 do reator riser 10 por meio de linha de alimentação de hidrocarboneto 40. Neste estágio do processo, a configuração é muito parecida com aquela da Figura 1; entretanto, o produto gasoso do reator riser 10 na Figura 3 é alimentado numa seção de separação e recuperação (não mostrada) por meio de linha de saida de produto gasoso 18 a partir da qual uma linha lateral de produto gasoso 46 conduz para uma linha de alimentação de hidrocarboneto aromático de alquila, tal como linha de alimentação de etilbenzeno 42. Alternativamente, tanto a linha lateral de produto gasoso 46, que conduz principalmente a olefina inferior produzida no reator riser 10 além de subprodutos, como gás condutor, podem ser alimentadas separadamente num segundo reator riser, tal como em 48, tendo uma extremidade inferior 50 e uma extremidade superior 52. Igualmente entra pela extremidade inferior 50 do segundo reator riser 48 uma linha de catalisador parcialmente desativado 54 que o conduz da extremidade superior 14 do reator riser 10 para a extremidade inferior 50 do segundo reator riser 48. Uma linha de gás condutor 38 pode ser usada para introduzir gás condutor fluidizante na linha de catalisador parcialmente desativado 54 em um ou em múltiplos pontos ao longo da linha de catalisador parcialmente desativado 54. Quando o etileno e o etilbenzeno sobem no segundo reator riser 48 com o catalisador e o gás condutor, o catalisador está numa temperatura mais baixa que quando introduzido inicialmente na extremidade inferior 12 do reator riser 10. A temperatura relativamente menor que no reator riser 10 permite taxas de reação satisfatórias para o composto hidrocarboneto aromático de alquila e impede reação exagerada em subprodutos indesejados, diminuindo assim o rendimento, conversão e seletividade da reação de desidrogenação. A extremidade superior 52 do segundo reator riser 48 é ligada à segunda linha de sarda de produto gasoso 56 e pode conduzir o composto hidrocarboneto aromático de vinila, tal como monômero de estireno impuro contido nos produtos gasosos, para a seção de separação e recuperação, que é convencional e ainda não descrita ou identificada aqui. Antes de sair do segundo reator riser 48, a mistura reagente deve ser separada do catalisador desativado e isto é feito num dispositivo de separação sólido-gás, tal como um separador a ciclone, não mostrado. O catalisador separado e desativado é alimentado de volta no regenerador 22 por meio de uma linha de transferência de catalisador usado ou desativado 20 que nesta incorporação o conduz da extremidade superior 52 do segundo reator riser 48 para o regenerador 22 onde o catalisador é regenerado, tal como descrito anteriormente. Em operação, o processo é muito parecido com aquele descrito com relação ao processo ilustrado nas Figuras 1 e 2, exceto que o produto gasoso da extremidade superior 14 do reator riser 10 é dividido e uma porção é introduzida na extremidade inferior 50 do segundo reator riser 48. O etilbenzeno também é introduzido na extremidade inferior 50 do segundo reator riser 48 juntamente com o at parcialmente desativado via linha de catalisador parcialmente desativado 54 e a desidrogenação do etilbenzeno prossegue em condições um pouco mais brandas no segundo reator alimentado 48 que no reator riser 10. Na extremidade superior 52 do segundo reator riser 48, os produtos gasosos são separados do catalisador num dispositivo separador de gás-sólido, tal como um separador a ciclone (que é convencional e não mostrado) e os produtos gasosos saem via segunda linha de saida de produto gasoso 56 e o catalisador é enviado de volta para o regenerador 22 para regeneração e reaquecimento via linha de transferência de catalisador usado ou desativado 20. [0046] Ainda numa incorporação preferida adicional desta invenção mostrada na Figura 4, a configuração reator/regenerador é semelhante àquela mostrada na Figura 3, exceto que o segundo reator riser 48 tem suas próprias linha de transferência, remoção e alimentação de catalisador, isto é segunda linha de transferência de catalisador novo ou regenerado 58 e segunda linha de transferência de catalisador usado ou desativado 60 que alimenta catalisador ativo no segundo reator riser 48 e remove catalisador dele e envia o catalisador usado ou desativado de volta para o regenerador 22. Embora tenha sido mostrado um regenerador 22 em comum, entender-se-á que cada reator pode incluir um regenerador separado. [0047] Em operação e tal como mostrado na Figura 4, o catalisador do regenerador 22 é levado através da linha de saída de catalisador regenerado 30 ou para o reator riser 10 ou para o segundo reator riser 48 via linha de transferência de catalisador novo ou regenerado 16 ou via segunda linha de transferência de catalisador novo ou regenerado 58, respectivamente. A carga para o reator riser 10 é de etano via linha alimentadora de hidrocarboneto 40 e para o segundo reator riser 48 é etilbenzeno via linha alimentadora de etilbenzeno 42. Em contato com o catalisador os reatores alimentadores, o etano e o etilbenzeno são convertidos em etileno e monômero de estireno, respectivamente, e os produtos gasosos impuros são separados do catalisador em separadores gás-sólido, tais como separadores a ciclone (não mostrados) e enviados para operações de separação e recuperação de produtos gasosos (não mostradas) para produzir etileno para reaproveitamento na manufatura de mais etilbenzeno e monômero de estireno, respectivamente. De modo semelhante usando propano ou butano em vez de carga de etano, o processo desta invenção desidrogenaria a carga produzindo propileno ou butilenos, respectivamente; ou usando isopropilbenzeno ou metil-etilbenzeno como material de carga, o processo desta invenção desidrogenaria a carga produzindo cumeno ou alfa-metil-estireno, respectivamente. [0048] A Figura 5 ilustra ainda outra incorporação da invenção semelhante àquela mostrada na Figura 4 mas com a adição de um ciclo de reaproveitamento de catalisador compreendendo uma linha de transferência de catalisador 64, uma linha injetora de gás condutor 66 e uma válvula de fluxo 68. Remove-se o catalisador usado do produto gasoso na extremidade superior 52 do reator de desidrogenação 48 via um dispositivo de separação (não mostrado) que é reaproveitado de volta pela extremidade inferior 50 do reator 48 via linha de transferência de catalisador 64. A fluidização do catalisador usado é mantida pela injeção de um gás condutor, por exemplo nitrogênio por meio de linha de injeção de módulo 66. Além de prover um gás condutor, pode-se introduzir gás contendo oxigênio de modo a reativar parcialmente o catalisador, e neste caso o módulo 66 incluiría uma câmara para reação e remoção de resíduo de hidrocarboneto. Controla-se o fluxo de catalisador através de ciclo de reaproveitamento controlado por uma ou mais válvulas, por exemplo 68 que pode ser controlada remotamente de acordo com critérios pré-determinados de desempenho incluindo temperatura e reator 48, atividade de catalisador, etc. O catalisador reaproveitado pode ser combinado com catalisador regenerado antes da introdução no fundo do reator 48, ou pode ser introduzido via pontos de entrada separados (não mostrados). [0049] Configurações adicionais de reatores, regenerador e ciclo de reaproveitamento podem ser imaginadas por aqueles treinados na técnica. Por exemplo, alguém treinado na técnica consideraria que reatores múltiplos podem ser arranjados para alimentar num dispositivo de separação comum regeneradores de catalisador separados ou compartilhados e vários ciclos de reaproveitamento. Deseja-se que a invenção presente seja limitada somente pela abrangência legal das reivindicações anexas. [0050] Preferivelmente, a invenção presente não inclui desidrogenação oxidante, isto é oxidesidrogenação. De fato, oxigenados podem envenenar alguns tipos de catalisador; entretanto, o oxigênio pode ser usado para regenerar ou reativar catalisador durante o processo de regeneração. Além disso, preferivelmente, a invenção presente não utiliza vapor d'água como tipicamente se usa em processos convencionais de produção de estireno. [0051] Outra incorporação preferida da invenção utiliza o processo de desidrogenação descrito anteriormente como parte de um processo integrado para produzir olefinas e aromáticos de vinila. Mais especificamente, a desidrogenação descrita anteriormente, (juntamente com processos de regeneração e/ou de reaproveitamento) pode ser usada para substituir os esquemas de desidrogenação descritos na patente U.S. n° 6.031.143, WO 02/096844; e no pedido de patente copendente US 2003/0028059. Em tal processo integrado, um hidrocarboneto parafinico tal como um alcano inferior, por exemplo o etano, e o benzeno são as matérias-primas principais. Etileno, preferivelmente "reaproveitado" e benzeno são carregados num reator de alquilação convencional como é bem conhecido na técnica e como está escrito nas referências mencionadas acima, incorporadas aqui por referência. Tipicamente, conduz-se a alquilação do benzeno com etileno na presença de catalisadores de cloreto de aluminio ou zeólitos. Variações incluem o uso de etileno diluido e uma entrada de destilação catalítica onde ocorrem simultaneamente a alquilação de fase liquida e separação de produto. Exemplos específicos incluem o "Processo EBOne" obtenível de ABB Lummus/UOP, "Processo Max EB" obtenível de ExxonMobil/Bagder e tecnologia de alquilação semelhante obtenível de CDTECH, uma parceria entre ABB Lummus Global Inc. e Chemical Research & Licensing. [0052] O afluente de alquilação é recuperado e opcionalmente submetido à separação, isto é separação de aromáticos de não aromáticos, remoção de hidrogênio etc. Hidrocarboneto aromático de alquila, por exemplo, etilbenzeno, e hidrocarboneto parafínico, por exemplo etano, são então desidrogenados tal como descrito anteriormente. Os produtos gasosos de desidrogenação são recuperados e separados, por exemplo aromáticos de não aromáticos, com aromáticos de vinila, por exemplo estireno sendo recuperados, olefinas, por exemplo etileno (e possivelmente hidrocarbonetos parafínicos, por exemplo etano) sendo reaproveitados para o reator de alquilação, e os aromáticos de alquila sendo reciclados para o reator de desidrogenação.

Claims

1. Processo para desidrogenar um hidrocarboneto, selecionado de pelo menos um de: (I) hidrocarbonetos parafínicos tendo de 2 a 6 átomos de carbono, e (II) hidrocarbonetos aromáticos de alquila selecionados de pelo menos um de etilbenzeno, propilbenzeno, isopropilbenzeno e metil-etilbenzeno, caracterizado pelo fato de compreender: contatar uma corrente gasosa contendo pelo um dos hidrocarbonetos com um catalisador de desidrogenação compreendendo gálio e platina e carregado por um suporte de alumina ou alumina silica, em temperatura de reação e em fluxo simultâneo que sobe, em um catalisador de hidrocarboneto a uma razão de 5 a 100 numa base peso para peso, a referida razão sendo estabelecida entre o catalisador e a carga de hidrocarbonetos, para um reator de desidrogenação no qual o tempo de contato médio entre o hidrocarboneto e o catalisador no interior do reator de desidrogenação é de 1 a 8 segundos, e a temperatura e a pressão no reator de desidrogenação é de 570 a 750°C, e de 41,1 kPa (6,0 psia) a 308 kPa (44,7 psia) ; e transferir o hidrocarboneto e o catalisador do reator de desidrogenação para um separador por cavitação de sólido-gás compreendendo um separador a ciclone no qual o tempo de contato médio entre o hidrocarboneto e o catalisador, enquanto em temperatura de reação no dispositivo de separação, é menor que 5 segundos e o tempo de contato médio entre o hidrocarboneto, o catalisador e o hidrocarboneto resultante, enquanto em temperatura de reação, é menor que 10 segundos; e transferir o catalisador de um dispositivo de separação para um regenerador onde o catalisador é contatado com um fluido de regeneração contendo oxigênio e combustível suplementar.

2. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de os hidrocarbonetos parafinicos serem selecionados de etano, propano, isopropano, e butano; e os hidrocarbonetos aromáticos de alquila serem selecionados de etilbenzeno, propilbenzeno e metil-etilbenzeno.

3. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de: i) o tempo de contato médio entre o hidrocarboneto e o catalisador dentro do reator de desidrogenação ser de 1 a 4 segundos.

4. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 ou 2, caracterizado pelo fato de o catalisador compreender um metal alcalino ou alcalino-terroso selecionado de pelo menos um de: sódio, litio, potássio, rubidio, magnésio, cálcio, estrôncio e bário.

5. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 ou 2 caracterizado pelo fato de o reator de desidrogenação ser um reator que sobe.

6. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 ou 2, caracterizado pelo fato de o reator de desidrogenação ser um reator fluidizado rápido.

7. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 ou 2, caracterizado pelo fato de o catalisador do dispositivo de separação ser transferido para um de: um regenerador de catalisador no qual o catalisador é regenerado e retorna ao reator de desidrogenação, e um ciclo de reaproveitamento no qual o catalisador é reciclado do dispositivo de separação de volta para o reator de desidrogenação.

8. Processo, de acordo com a reivindicação 6, caracterizado pelo fato de o catalisador do ciclo de reaproveitamento e do regenerador serem combinados e introduzidos no reator de desidrogenação.