BRPI0608337A2 - processo para preparar propeno a partir de propano - Google Patents

Abstract

PROCESSO PARA PREPARAR PROPENO A PARTIR DE PROPANO. A invenção refere-se a um processo para a produção de propeno a partir de propano, o referido processo consistindo em: A) preparar uma corrente de gás de entrada (a) contendo propano: B) introduzir a corrente de gás de entrada (a) contendo propano, opcionalmente vapor d'água e opcionalmente uma corrente gasosa contendo oxigênio, ao interior de uma zona de desidrogenação, e então desidrogenando propano a partir de propeno, uma corrente de gás de produto (b) contendo propano, propeno, metano, etano, eteno, nitrogênio, monóxido de carbono, dióxido de carbono, vapor d'água, opcionalmente hidrogênio e opcionalmente oxigênio, sendo obtidos; C) resfriar e opcionalmente comprimir a corrente de gás do produto (b) e então separar o vapor d'água pela condensação de uma corrente de gás do produto (c) depletiva em vapor d'água (c) sendo obtida; D) separar os constituintes gasosos não - condensáveis ou com baixo ponto de ebulição, que entram em contato com a corrente gasosa do produto (c) com um absorvente inerte, e então através da dessorção dos gases dissolvidos no referido absorvente inerte, uma corrente de hidrocarboneto C~3~ (d1) e uma corrente de gás residual (d2) contendo metano, etano, eteno, nitrogênio, monóxido de carbono, dióxido de carbono, opcionalmente hidrogênio e opcionalmente oxigênio, sendo obtidos; E) resfriar e opcionalmente comprimir a corrente de hidrocarboneto C~3~ (e1) ao interior de uma primeira zona de destilação e então separar a mesma, através de destilação, em uma corrente de propano e de propeno (f1) e uma corrente (f2) contendo etano e eteno; G) introduzir a corrente (e1) ou (f1) ao interior de uma (segunda) zona de destilação pela separação, através de destilação, em uma corrente de propeno (g1) e uma corrente de propano (g2), a corrente (g2) sendo reciclada, de modo pelo menos parcial, à zona de desidrogenação.

Description

"PROCESSO PARA PREPARAR PROPENO A PARTIR DE PROPANO"

Descrição

A invenção refere-se a um processo para a preparação depropeno a partir de propano.

O propeno é obtido em escala industrial pela desidrogenaçãode propano.

No processo, conhecido como o processo UOP -oleflex, paradesidrogenar propano a propeno, uma corrente gasosa de alimentação, quecompreende propano, é previamente aquecida a de 600- 700°C edesidrogenada em um reator de desidrogenação de leito móvel com umcatalisador, que compreende paládio sobre alumina, de modo a obter umacorrente gasosa do produto, que compreende, de modo predominante,propano, propeno e hidrogênio. Em adição, hidrocarbonetos de baixo pontode ebulição formados através de craqueamento (metano, etano, eteno) epequenas quantidades de produtos de alto ponto de ebulição (hidrocarbonetosC4+) estão presentes na corrente gasosa do produto. A mistura gasosa doproduto é resfriada e comprimida em uma pluralidade de estágios.Subseqüentemente, os hidrocarbonetos C2 e C3 e os produtos de alto ponto deebulição são removidos a partir do hidrogênio e do metano formados nadesidrogenação através de condensação em uma "caixa fria". O condensadode hidrocarboneto líquido é subseqüentemente separado através de destilaçãopela remoção dos hidrocarbonetos C2 e do metano remanescente em umaprimeira coluna e separação da corrente de hidrocarboneto C3 em uma fraçãode propeno tendo alta pureza e uma fração de propano, que tambémcompreende os hidrocarbonetos C4+ em uma segunda coluna de destilação.

Uma desvantagem deste processo consiste na perda dehidrocarbonetos C3 pela condensação na caixa fria. Devido às grandesquantidades de hidrogênio formadas na desidrogenação e como umaconseqüência do equilíbrio de fase, quantidades relativamente grandes dehidrocarbonetos C3 são também descarregadas com a corrente de descarga dehidrogênio/ metano, a não ser que a condensação seja efetuada emtemperaturas muito baixas. Deste modo, é necessário operar em temperaturasde a partir de -20 a -60°C, de modo a limitar a perda de hidrocarbonetos C3,que são descarregados com a corrente de descarga de hidrogênio/ metano.

Constitui um objeto da presente invenção prover um processoaperfeiçoado para a desidrogenação de propano a propeno.

O objeto é alcançado através de um processo para prepararpropeno a partir de propano, que compreende os estágios:

A) é provida uma corrente de gás de alimentação, quecompreende propano;

B) a corrente de gás de alimentação, que compreende propano,se apropriado uma corrente gasosa oxigenada e, se apropriado, vapor, sãoalimentados ao interior de uma zona de desidrogenação e o propano ésubmetido a uma desidrogenação para propeno, de modo a que seja obtidauma corrente gasosa do produto b, que compreende propano, propeno,metano, etano, eteno, monóxido de carbono, dióxido de carbono, vapor, seapropriado hidrogênio e se apropriado oxigênio;

C) a corrente gasosa do produto b é resinada, se apropriadocomprimida, e o vapor é removido através de condensação, de modo a queseja obtida uma corrente gasosa do produto depletiva em vapor c;

D) constituintes gasosos de baixo ponto de ebulição sãoremovidos através do contato da corrente gasosa do produto c com umabsorvente inerte e, subseqüentemente, dessorção dos gases dissolvidos noabsorvente inerte, de modo a que seja obtida uma corrente de hidrocarbonetoC3 dl e uma corrente de gás de descarga d2, que compreende metano, etano,eteno, nitrogênio, monóxido de carbono, dióxido de carbono, se apropriadohidrogênio, se apropriado oxigênio, e se apropriado propano e propeno;

E) a corrente de hidrocarboneto C3 dl é resfriada e, seapropriado, comprimida, de modo a que seja obtida uma corrente gasosa oude hidrocarboneto líquido C3 el;

F) a corrente de hidrocarboneto C3 el é, se apropriado,alimentada ao interior de uma primeira zona de destilação e separada, demodo destilativo, ao interior de uma corrente fl, composta de propano e depropeno, e de uma corrente de propano e propeno f2, que compreende etano eeteno;

G) a corrente e 1 ou fl é alimentada ao interior de uma segundazona de destilação e separada, de modo destilativo, em uma corrente eproduto gl, composta de propeno, e uma corrente g2 composta de propano, acorrente g2 sendo reciclada, pelo menos parcialmente, ao interior da zona dedesidrogenação.

Em uma primeira parte do processo, A), uma corrente de gásde alimentação, que compreende propano, é provida. Esta compreende, demodo geral, pelo menos 80%, em volume de propano, de modo preferido90%, em volume, de propano. Em adição, a corrente de gás de alimentaçãocontendo propano A também compreende, de modo geral, butanos (n-butano,isobutano). Composições típicas da corrente gasosa de alimentação contendopropano são expostas na DE-A 102 46 119 e DE-A 102 45 585. De modotípico, a corrente de gás de alimentação contendo propano é obtida a partir degás de petróleo líquido (LPG). Para a remoção de butanos, a corrente de gásde alimentação contendo propano pode ser submetida a uma destilação porpurificação, de modo a que seja obtida uma corrente de gás de alimentaçãocom um conteúdo de propano muito alto (> 95% em volume).

Em uma parte do processo, B, a corrente de gás dealimentação, que compreende propano, é alimentada ao interior de uma zonade desidrogenação e submetida a uma desidrogenação geralmente catalítica.Nesta parte do processo, o propano é desidrogenado de modo parcial em umreator de desidrogenação com um catalisador ativo para a desidrogenação, demodo a fornecer propeno. Em adição, hidrogênio e pequenas quantidades demetano, etano, eteno e hidrocarbonetos C4+ (n-butano, isobutano, butenos,butadieno) são obtidas. Também são geralmente obtidos na mistura de gás doproduto da desidrogenação de propano catalítica os óxidos de carbono (CO,CO2), em particular CO2, vapor e, se apropriado, gases inertes em umpequeno grau. A corrente gasosa do produto da desidrogenação compreende,de modo geral, vapor, que já foi adicionado à mistura do gás dedesidrogenação e/ ou, no caso de desidrogenação na presença de oxigênio(oxidativo ou não -oxidativo), já tenha sido formado na desidrogenação.

Quando a desidrogenação é executada na presença de oxigênio, gases inertes(nitrogênio) são introduzidos na zona de desidrogenação com a correntegasosa contendo oxigênio alimentada ao seu interior, desde que oxigênio puronão seja alimentado ao interior. Em adição, propano não- convertido estápresente na mistura gasosa do produto.

A desidrogenação de propano pode, em princípio, serexecutada em qualquer tipo de reator conhecido a partir da arte antecedente.Uma descrição comparativamente abrangente de tipos de reator adequados deacordo com a invenção está também contida em "Catalytica® StudiesDivision, Oxidative Dehydrogenation and Alternative DehydrogenationProcesses" (Study Number 4192 OD, 1993, 430, Ferguson Drive MountainView, Califórnia, 94043- 5272, USA).

A desidrogenação pode ser executada como umadesidrogenação oxidativa ou não- oxidativa. A desidrogenação pode serexecutada de modo isotérmico ou adiabático. A desidrogenação pode serexecutada cataliticamente em um reator de leito fixo, leito móvel ou leitofluidizado.

A desidrogenação de propano catalítica não- oxidativa podeser executada de modo autotérmico, com a alimentação de oxigênio aointerior da mesma. No entanto, ela pode ser também executada de modopuramente catalítico, sem que oxigênio seja alimentado a seu interior. Nadesidrogenação autotérmica, o oxigênio é adicionalmente misturado com amistura gasosa da reação de desidrogenação de propano em pelo menos umazona de reação e o hidrogênio e/ou hidrocarboneto presentes na mistura dogás de reação são pelo menos parcialmente queimados, o que geradiretamente na mistura do gás da reação pelo menos algum do calor requeridopara a desidrogenação na pelo menos uma zona de reação. O gás quecompreende oxigênio usado é ar ou ar enriquecido com oxigênio, com umconteúdo de oxigênio de até 70%, em volume, de modo preferido até 50%, emvolume.

Uma característica do processo não- oxidativo comparado como processo oxidativo é a de que o hidrogênio livre está ainda presente na saídada zona de desidrogenação. Na desidrogenação oxidativa, hidrogênio livreestá presente na saída da zona de desidrogenação.

Uma forma de reator adequada é o reator de leito tubular fixoou o reator de feixe de tubos. Nestes reatores, o catalisador (catalisador dedesidrogenação e, se apropriado, um catalisador de oxidação especializado) édisposto como um leito fixo em um tubo de reação ou em um feixe de tubosde reação. Os diâmetros internos de tubo de reação usuais na desidrogenaçãopuramente catalítica, autotérmica são de cerca de 10 a 15 cm. Um reator dedeixe de tubos de desidrogenação compreende de cerca de 300 a 1000 tubosde reação. A temperatura interna nos tubos de reação varia, de modo típico, nafaixa de 300 a 1200°C, de modo preferido na faixa de 500 a IOOO0C. Apressão operacional é, de modo usual, de 0,5 a 12 bar, de modo freqüente de 1a 8 bar, quando uma baixa diluição de vapor é usada, ou ainda de 3 a 8 barquando uma alta diluição de vapor é usada (correspondendo ao processo dereforma ativo a vapor (processo STAR ou o processo Linde) para adesidrogenação de propano ou butano de Phillips Petroleum Co. Velocidadesespaciais horárias de gás típicas (GHSV) são de 500 a 2000 h"1, com base nohidrocarboneto usado. A geometria do catalisador pode, por exemplo, seresférica ou cilíndrica (oca ou sólida).

A desidrogenação de propano pode ser também executada sobcatálise heterogênea em um leito fluidizado de acordo com o processoSnamprogetti / Yarsintez - FBD. De modo apropriado, dois leitos fluidizadossão operados em paralelo, dos quais um está, de modo geral, no estado deregeneração. A pressão operacional é, de modo típico, de 1 a 2 bar, atemperatura de desidrogenação é, de modo geral, de 550 a 650°C. O calorrequerido para a desidrogenação pode ser introduzido no sistema de reaçãoatravés do aquecimento prévio do catalisador de desidrogenação àtemperatura de reação. A mistura de uma alimentação conjunta, quecompreende oxigênio, permite com que o pré-aquecedor seja dispensado eque o calor requerido seja gerado diretamente no sistema do reator através dacombustão de hidrogênio e/ ou hidrocarbonetos, na presença de oxigênio. Seapropriado, uma alimentação conjunta, que compreende hidrogênio, pode seradicionalmente misturada.

A desidrogenação de propano pode ser executada em umreator de bandeja. Quando a desidrogenação for executada de modoautotérmico com uma corrente gasosa oxigenada sendo alimenta a seuinterior, ela é executada, de modo preferido, em um reator de bandeja. Estereator compreende um ou mais leitos de catalisador sucessivos. O número deleitos de catalisador pode ser de 1 a 20, de modo vantajoso de 1 a 6, de modopreferido de 1 a 4, e de modo particular de 1 a 3. Os leitos de catalisadorfluem, de modo preferido, de modo radial ou axial através do gás de reação.

De modo geral, um tal reator de bandeja é operado usando um leito decatalisador fixo. No caso mais simples, os leitos de catalisador são dispostosde modo axial em um reator de forno de eixo ou nos intervalos anulares degrades cilíndricas concêntricas. Um reator de forno de eixo corresponde a umreator de bandeja com apenas uma bandeja. O desempenho da desidrogenaçãoem um reator de forno de eixo único corresponde a uma modalidade. Em umaoutra modalidade preferida, a desidrogenação é executada em um reator debandeja, que possui 3 leitos de catalisador.

De modo geral, a quantidade de gás oxigenado adicionada àmistura do gás de reação é selecionada de um modo tal, que a quantidade decalor requerida para a desidrogenação de propano é gerada pela combustão dohidrogênio presente na mistura do gás da reação e de quaisquerhidrocarbonetos presentes na mistura do gás de reação e/ ou carbono presentesob a forma de coque. De modo geral, a quantidade total de oxigênio suprida,com base na quantidade total de propano, é de 0,001 a 0, 5 mol/ mol, de modopreferido de 0,001 a 0,4 mol/ mol, de modo ainda mais preferido de 0,02 a0,35 mol/ mol. O oxigênio pode ser usado sob a forma de um gás oxigenado,que compreende gases inertes, por exemplo ar ou ar enriquecido comoxigênio.

O hidrogênio queimado para gerar calor é o hidrogênioformado na desidrogenação de propano catalítica e pode ser também qualquerhidrogênio adicionalmente acrescentado à mistura do gás de reação como umgás hidrogenado. A quantidade de hidrogênio presente deve, de modopreferido, ser tal que a razão molar de H2/O2 na mistura do gás de reação,imediatamente após o gás oxigenado ter sido alimentado, é de 1 a 10 mol/mol, de modo preferido de 2 a 5 mol/ mol. Em um reator de vários estágios,isto se aplica a cada alimentação intermediária de gás oxigenado e dequalquer gás hidrogenado.

O hidrogênio é queimado de modo catalítico. O catalisador dedesidrogenação usado catalisa, de modo geral, tanto a combustão doshidrocarbonetos e de hidrogênio com oxigênio, de tal modo que, em princípio,nenhum catalisador de oxidação especializado seja requerido, à parte domesmo. Em uma modalidade, a operação é efetuada na presença de um oumais catalisadores de oxidação, que catalisam, de modo seletivo, a combustãode hidrogênio com oxigênio, de modo a fornecer água na presença dehidrocarbonetos. A combustão destes hidrocarbonetos com oxigênio parafornecer CO, CO2 e água ocorre portanto apenas em uma extensão menor. Ocatalisador desidrogenação e o catalisador de oxidação podem estar presentes,juntos, em uma ou mais zonas de reação, ou separadamente em zonas dereação diferentes.

Quando a reação é executada em mais do que um estágio, ocatalisador de oxidação pode estar presente em apenas uma, em mais do queuma, ou em todas as zonas de reação.

E preferido colocar o catalisador, que catalisa, de modoseletivo, a oxidação de hidrogênio, em pontos em que ocorrem pressão deoxigênio parciais mais elevadas do que em outros pontos do reator, emparticular próximo ao ponto de alimentação para o gás oxigenado. O gásoxigenado e/ ou o gás hidrogenado pode ser alimentado em um ou maispontos no reator.

Em uma modalidade do processo de acordo com a invenção,ocorre uma alimentação intermediária de gás oxigenado e, se apropriado, degás hidrogenado a montante de cada bandeja de um reator de bandeja. Emainda uma outra modalidade do processo de acordo com a invenção, o gásoxigenado e, se apropriado, o gás hidrogenado, são alimentados a montante decada bandeja, exceto na primeira bandeja. Em uma modalidade, uma camadade catalisador de oxidação especializado está presente a jusante de cada pontode alimentação, seguida por uma camada do catalisador de desidrogenação.Em uma modalidade adicional, não existe catalisador de oxidaçãoespecializado presente. A temperatura de desidrogenação é, de modo geral de400 a 1IOO0C; a pressão no último leito do reator de bandeja é, de modo geral,de 0,1 a 15 bar, de modo preferido de 1 a 10 bar, de modo mais preferido de 1a 5 bar. A GHSV é, de modo geral, de 500 a 2000 h"1 e, em operação em altacarga, de até 100 00 h"1, de modo preferido de 4000 a 16 000 h"1.Um catalisador preferido, que catalisa, de modo seletivo, acombustão de hidrogênio, compreende óxidos e/ ou fosfatos selecionados apartir do grupo, que consiste de óxidos e/ ou fosfatos de germânio, estanho,chumbo, arsênico, antimônio e bismuto. Um outro catalisador preferido, quecatalisa a combustão de hidrogênio, compreende um metal nobre do grupo detransição VIII d ou I da Tabela Periódica.

Os catalisadores de desidrogenação usados compreendem, demodo geral, um suporte e uma composição ativa. O suporte consiste, de modogeral, de um óxido ou óxido misto resistente ao calor. Os catalisadores dedesidrogenação compreendem, de modo preferido, um óxido metálico, que éselecionado a partir do grupo que consiste de dióxido de zircônio, óxido dezinco, óxido de alumínio, dióxido de silício, dióxido de titânio, óxido demagnésio, óxido de lantânio, e misturas dos mesmos, como um suporte. Asmisturas podem ser misturas físicas ou ainda fases mistas químicas, tais queóxido de alumínio e magnésio ou misturas de óxidos de alumínio e zinco.Suportes preferidos são dióxido de zircônio e/ ou dióxido de silício, e sãopreferidas, de modo particular, misturas de dióxido de zircônio e dióxido desilício.

A composição ativa dos catalisadores de desidrogenaçãocompreende, de modo geral, um ou mais elementos do grupo de transiçãoVIII da tabela periódica, de modo preferido platina e/ ou paládio, de modomais preferido platina. Além disso, os catalisadores de desidrogenação podemcompreender um ou mais elementos dos grupos principais I e/ ou II da tabelaperiódica, de modo preferido potássio e/ ou césio. Os catalisadores dedesidrogenação podem ainda compreender um ou mais elementos do grupo detransição III da tabela periódica, que inclui os lantanídeos e actinídeos, demodo preferido lantânio e/ ou cério. Finalmente, os catalisadores dedesidrogenação podem compreender um ou mais elementos do grupoprincipal III e/ ou IV da tabela periódica, de modo preferido um ou maiselementos a partir do grupo que consiste de boro, gálio, silício, germânio,estanho e chumbo, de modo mais preferido estanho. Geometrias de corpo decatalisador moldadas adequadas são extrudados, estrelas, anéis, selas, esferas,espumas e monólitos, com dimensões características de 1 a 100 mm.

Em uma modalidade preferida, o catalisador dedesidrogenação compreende pelo menos um elemento do grupo de transiçãoVIII, pelo menos um elemento dos grupos principais I e/ ou II, pelo menos umelemento do grupo principal III e/ ou IV, e pelo menos um elemento do grupode transição III, que inclui os lantanídeos e actinídeos.

Por exemplo, todos os catalisadores de desidrogenação, quesão expostos pelas WO 99/ 460 39, US 4.788. 371, EP-A 7095 136, WO 99/29420, US 5. 220.091, US 5. 430. 220, US 5. 877. 369, EP 0 117 146, DE-A199 37 106, DE- A 199 37 105 e DE-A 199 37 107 podem ser usados deacordo com a invenção. Catalisadores particularmente preferidos para asvariantes acima descritas de desidrogenação de propano autotérmica são oscatalisadores de acordo com os exemplos 1, 2m 3 e 4 da DE-A 199 37 107.

É preferido executar a desidrogenação de propano autotérmicana presença de vapor. O vapor adicionado serve como um veículo quente esuporta a gaseificação de depósitos orgânicos sobre os catalisadores, o quecontrabalança a carbonização dos catalisadores e aumenta o tempo emcorrente dos catalisadores. Isto converte os depósitos orgânicos paramonóxido de carbono e para dióxido de carbono. A diluição com vapor desviao equilíbrio em direção a produtos de desidrogenação.

O catalisador de desidrogenação pode ser regenerado de ummodo em si conhecido. Por exemplo, o vapor pode ser adicionado à misturado gás de reação ou um gás que compreende oxigênio pode ser passado, detempos em tempos, sobre o leito de catalisador em temperatura elevada e ocarbono depositado queimado. Após a regeneração, o catalisador é reduzidocom um gás hidrogenado, se apropriado.A corrente gasosa do produto b pode ser separada em duassubcorrentes, em cujo caso, uma subcorrente é reciclada na desidrogenaçãoautotérmica, correspondendo ao processo de gás de ciclo descrito na DE-A102 11 275 e na DE- A 100 28 582.

A desidrogenação de propano pode ser executada como umadesidrogenação oxidativa. A desidrogenação de propano oxidativa pode serexecutada como uma desidrogenação oxidativa homogênea ou como umadesidrogenação oxidativa catalisada de modo heterogêneo.

Quando a desidrogenação de propano no processo de acordocom a invenção é configurada como uma oxidesidrogenação homogênea, estapode, em princípio, ser executada conforme descrito nos documentos US -3.798. 283, CN-A 1. 105. 352, Applied Catalysis, 70 (2), 1991, págs. 175 a187, Catalysis Today, 13, 1992, págs. 673 a 678 e o pedido antecedente DE-A1 96 22 331.

A temperatura de oxidesidrogenação homogênea é, de modogeral, de 300 a 700°C, de modo preferido de 400 a 600°C, de modo maispreferido de 400 a 500°C. A pressão pode ser de 0,5 a 100 bar ou de 1 a 50bar. Ela será freqüentemente de 1 a 20 bar, em particular de 1 a 10 bar.

O tempo de residência da mistura do gás de reação sobcondições de oxidesidrogenação é, de modo típico, de 0,1 ou 0,5 a 20segundos, de modo preferido de 0,1 ou 0,5 a 5 segundos. O reator usado pode,por exemplo, ser um reator de feixe de tubos, tal que um reator de feixe detubos com fusão salina como o transportador de calor, ou um reato de fornode eixo com resfriamento intermediário.

A razão de propano para oxigênio na mistura de partida a serusada pode ser de 0,5: 1 a 40: l.A razão molar de propano para oxigêniomolecular na mistura de partida é, de modo preferido, < 6: 1, de modo maispreferido < 5: 1. De modo geral, a razão antes mencionada pode ser > 1:1, porexemplo > 2:2. A mistura de partida pode ainda compreender constituintessubstancialmente inertes, tais que H2O, CO2, CO, N2, gases nobres e/ oupropeno. É favorável para uma desidrogenação oxidativa homogênea depropano para propeno quando a razão da área superficial do espaço de reaçãopara o volume do espaço de reação esteja em um mínimo. Materiaisparticularmente favoráveis são aluminas, vidros de quartzo, borossilicatos,aço inoxidável e alumínio.

Quando o primeiro estágio no processo de acordo com ainvenção é configurado como uma oxidesidrogenação catalisada de modoheterogêneo, isto pode, em princípio, ser executado como descrito nosdocumentos US-A 4. 788. 371, CN-A 107 38 93, Catalysis Letters 23(1994),103 - 106, W. Zhang, Gaodeng Xuexiao Huaxue Xuebao, 14 (1993), 566, Z.Huang, Shiyou Huagong, 21 (1992), 592, WO 97/ 36849, DE-A 1 97 53 817,US-A 3.862. 256, US- A 3. 887. 631, DE- A 1 95 30 454, US- A 4.341. 664,J. of Catalysis 167, 560- 569 (1997), J. of Catalysis 167, 550- 559 (1997),Topics in Catalysis 3 (1996) 265- 275, US -A 5. 086. 032, Catalysis Letters10 (1991) 181- 192, Ind. Eng. Chem. Res., 1996, 35, 14- 18, US- A 4. 255.284, Applied Catalysis A: General, 100 (1993), 111- 130, J. of Catalysis 148,56- 67 (1994), V. Cortês Corberán and S. Vic Bellón (Editores), NewDevelopments in Selective Oxidation II, 1994, Elsevier Science Β. V., págs.305 -313, 3 0 Word Congress on Oxidation Catalysis R. K. Grasselli, S. T.Oyama, A. M. Gaffney and J. E. Lyons (Editors), 1997, Elsevier Science B.V, pág 375 e seguintes. Em particular, todos os catalisadores deoxidesidrogenação especificados no documentos antes mencionados podemser usados. O mencionado para os documentos acima mencionados tambémse aplica a:

A) Otsuka, K.; Uragami, Y.; Komatsu, T.; Hatano, M. emNatural Gas Conversion, Stud. Surf. Sei. Catai; Holmen A.; Jens, K. J.;Kolboe, S. Eds.; Elsevier Science: Amsterdam, 1991; Vol. 61, pág. 15.

b) Seshan, K.; Swaan, H. M.; Smits, R. H. H.; van Ommen, J.G.; Ross, J. R. Η. em New Developments in Selective Oxidation; Stud. Surf.Sei. Catai.; Centi, G.; Trifirò, F. Eds.; Elsevier Science: Amsterdam 1990;Vol. 55, pág. 505;

c) Smits, R. H. H.; Seshan, k.; Ross, J. R. H. em NewDevelopments in Selective Oxidation by Heterogeneous Catalysis; Std. Surf.Sei. Catai.; Ruiz, P.; Delmon, B., Eds.; Elsevier Science: Amsterdam, 1992 A;Vol. 72, pág. 221.

d) Smits, R. H.H.; Seshan, K. Ross, J. R. H. Proceedings,Symposium on Catalitic Selective Oxidation, Washington DC; AmericanChemical Society: Washington, DC, 1992 b; 1121;

e) Mazzocchia, C.; Aboumrad, C; Daigne, C.; Tempesti, E.;Hermann, J. M.; Thomas, G. Catai. Lett. 1991, 10, 181;

f) Bellusi, G; Conti, G; Perathonar, S.; Trifirà, F. Proceedings,Symposium on Catalitic Selective Oxidation, Washington, DC; AmericanChemical Society; Washington, DC, 1991; pág. 1242.

g) Ind. Eng. Chem. Res., 1996, 35, 2137 - 2143 e

h) Symposium on Heterogeneous Hydrocarbon OxidationPresented before the Division of Petroleum Chemistry, Inc. 211° NationalMeeting, American Chemical Society, New Orleans, LA, March 24- 29, 1996;

Catalisadores de oxidesidrogenação particularmenteadequados são as composições de óxido multimetálico ou catalisadores A daDE-A 1 97 53 817, e as composições de óxido multimetálico ou catalisadoresA especificados conforme preferido, são particularmente favoráveis. Emoutras palavras, as composições ativas úteis são, em particular, ascomposições de óxido multimetálico da fórmula geral I:

<formula>formula see original document page 14</formula>

em que,

M1 = Co, Ni, Mg, Zn, Mn e/ ou Cu,M2 = W, V, Te, Nb, Ρ, Cr, Fe, Sb, Ce, Sn e/ ou La,a = de 0,5 a 1,5,b = de 0 a 0,5 e

χ = um número, que é determinado pela valência e freqüênciados elementos em I, outros que o oxigênio.

Composições de óxido multimetálico adicionais, adequadascomo catalisadores de oxidesidrogenação, são especificadas abaixo:

Catalisadores de óxido multimetálico Mo- V-Te/ Sb-Nb- Oadequados são expostos na EP-A 0 318 295, EP-A 529 853, EP-A 0 603 838,EP-A 0 608 836, EP-A 0 608 838, EP-A 0 895 809, EP-A 0 962 253, EP-A 1192 987, DE-A 198 35 247, DE-A 100 51 419 e DE-A 101 19 933.

Catalisadores de óxido multimetálico Mo-V- Nb-O sãodescritos, inter alia, em E. M> Thorsteinson, Τ. P. Wilson, F. G. Young, Ρ. H.Kasei, Journal of Catalysis 52 (1978), páginas 116- 132, e na US 4.250.346 eEP-A 0 294 845.

Catalisadores de óxido multimetálico Ni-X-O, em que X = Ti,TA, Nb, Co, Hf, W, Y, Zn, Zr, Al são descritos na WO 00/ 48971.

Em princípio, composições ativas adequadas podem serpreparadas de um modo simples, através da obtenção a partir de fontesadequadas de seus componentes em uma mistura seca, preferivelmentefinamente dividida, muito íntima, correspondendo à sua estequiometria ecalcinação em temperaturas de 450 a IOOO0C. A calcinação pode ser efetuadaou sob gás inerte ou sob uma atmosfera oxidativa, por exemplo ar (mistura degás inerte e oxigênio), e também sob uma atmosfera de redução (por exemplo,uma mistura de gás inerte, oxigênio e NH3, CO e/ ou H2). Fontes úteis para oscomponentes das composições ativas de óxido multimetálico 1 incluemóxidos e/ ou aqueles compostos que podem ser convertidos a óxidos a travésde aquecimento, pelo menos na presença de oxigênio. Em adição aos óxidos,tais compostos de partida úteis são, em particular, halogenetos, nitratos,formatos, oxalatos, citratos, acetatos, carbonatos, sais complexos de amina,sais de amônio e/ ou hidróxidos.

As composições de óxido multimetálico podem ser usadaspara o processo de acordo com a invenção ou sob a forma de pó ouconfiguradas em certas geometrias de catalisador, e esta moldagem pode serefetuada antes ou após a calcinação final. Geometrias de catalisador não -suportadas adequadas são, por exemplo, cilindros sólidos ou cilindros ocostendo um diâmetro externo e um comprimento de a partir de 2 a 10 mm. Nocaso de cilindros ocos, uma espessura de parede de a partir de 1 a 3 mm éapropriada. As geometrias de cilindro oco adequadas são, por exemplo, de 7mm χ 7mm χ 4 mm ou de 5 mm χ 3 mm χ 2 mm ou de 5 mm χ 2 mm χ 2 mm(em cada caso comprimento χ diâmetro externo χ diâmetro interno). Ocatalisador não- suportado pode, naturalmente, também possuir umageometria esférica, em cujo caso o diâmetro da esfera pode ser de 2 a 10 mm.

A composição ativa em forma de pó ou a sua composição deprecursor em forma de pó, que deve, contudo, ser calcinada, pode,naturalmente, ser configurada pela aplicação a suportes de catalisador inertespreviamente moldados. A espessura da camada da composição de pó aplicadaaos corpos de suporte é selecionada, de modo apropriado, dentro da faixa de50 a 500 mm, de modo preferido dentro da faixa de 150 a 250 mm. Materiaisde suporte úteis incluem óxidos de alumínio porosos ou não- porosos usuais,dióxido de silício, dióxido de tório, dióxido de zircônio, carbureto de silícioou silicatos, tais que silicato de magnésio ou silicato de alumínio. Os corposde suporte podem apresentar uma configuração regular ou irregular, sendopreferidos os corpos de suporte configurados regulamente, tendo rugosidadesuperficial distinta, por exemplo esferas, cilindros ocos ou selas, tendo, demodo geral, dimensões na faixa de 1 a 100 mm. E adequado usar suportesesféricos, com rugosidade superficial, substancialmente não- porosos, deesteatita, cujo diâmetro é de 1 a 8 mm, de modo preferido de 4 a 5mm.A temperatura da reação de oxidesidrogenação catalisada demodo heterogêneo de propano é, de modo geral, de 300 a 600°C, de modotípico de 350 a 500°C. A pressão é de 0,5 a 10 bar, de modo preferido de 1 a10 bar, por exemplo de 1 a 5 bar. Pressões acima de 1 bar, por exemplo de 1,5a 10 bar, foram verificadas como sendo particularmente vantajosas. De modogeral, a oxidesidrogenação catalisada de modo heterogêneo de propano éefetuada com um leito de catalisador fixo. O último é depositado, de modoapropriado, nos tubos de um reator de feixe de tubos, conforme descrito, porexemplo, na EP-A 700 893 e na EP-A 700 714, e na literatura citada nestesdocumentos. O tempo de residência médio da mistura do gás de reação nocatalisador é, normalmente, de 0,5 a 20 segundos. A razão de propano paraoxigênio na mistura do gás de reação de partida a ser usado para aoxidesidrogenação de propano catalisada de modo heterogêneo pode, deacordo com a invenção, ser de 0,5:1 a 40: 1. E vantajoso quando a razãomolar de propano para oxigênio molecular na mistura de gás de partida é < 6:1, de modo preferido < 5:1. De modo geral, a razão antes mencionada é > 1:1,por exemplo de 2: 1. A mistura do gás de partida pode compreender ainda,constituintes substancialmente inertes, tais que H2O, CO2, CO, N2, gasesnobres e/ ou propeno. Em adição, hidrocarbonetos Ci, C2 e C4 podem estarcompreendidos em uma pequena extensão.

Na desidrogenação de propano, é obtida uma mistura de gás,que possui, de modo geral, a seguinte composição: de 5 a 95%, em volume,de propano, de 1 a 50%, em volume, de propeno, de 0 a 20%, em volume, demetano, etano, eteno e hidrocarbonetos C/, de 0 a 30%, em volume, deóxidos de carbono, de 0 a 70%, em volume de vapor, de 0 a 30%, em volume,de hidrogênio, e de 0 a 70%, em volume, de gases inertes.

Na desidrogenação de propano autotérmica, é obtida umamistura de gás, que possui, de modo geral, a composição que se segue: de 10a 80%, em volume, de propano, de 1 a 40%, em volume de propeno, de 0 a20%, em volume, de metano, etano, eteno e hidrocarbonetos C4+, de 0,1 a30%, em volume, de óxidos de carbono, de 0,1 a 70%, em volume, de vapor,de 1 a 30%, em volume, de hidrogênio, e também de 0 a 50%, em volume, degases inertes, (em particular nitrogênio).

Quando ela deixa a zona de desidrogenação, a corrente de gásdo produto b está, de modo geral, sob uma pressão de 1 a 20 bar, de modopreferido de 1 a 10 bar, de modo mais preferido de 1 a 5 bar, e possui umatemperatura na faixa de 400 a 700°C.

Na parte do processo C), o vapor é inicialmente removido dacorrente de gás do produto b, de modo a que seja obtida uma corrente de gásdo produto depletiva em vapor c. A remoção do vapor é executada através decondensação, por meio de resfriamento e, se apropriado, compressãoprecedente da corrente de gás do produto b, e pode ser executado em um oumais estágios de resfriamento e, se apropriado, de compressão. De modogeral, a corrente de gás do produto b é resfriada para este propósito em umatemperatura na faixa de 0 a 80°C, de modo preferido de 10 a 65°C. Em adição,a corrente de gás do produto pode ser comprimida, por exemplo sob umapressão na faixa de 2 a 40 bar, de modo preferido de 5 a 20 bar, e maispreferivelmente de 10 a 20 bar.

Em uma modalidade do processo de acordo com a invenção, acorrente de gás do produto b é passada através de uma bateria de trocadoresde calor e deste modo inicialmente resfriada a uma temperatura na faixa de 50a 200°C e subseqüentemente adicionalmente resfriada em uma torre deresfriamento súbito, com água, a uma temperatura de a partir de 40 a 80°C,por exemplo de 55°C. Isto condensa a maior parte do vapor, mas tambémalguma parte dos hidrocarbonetos presentes na corrente do gás do produtob, em particular os hidrocarbonetos C5+. trocadores de calor adequados são,por exemplo, trocadores de calor diretos e trocadores de calor emcontracorrente, tais que os trocadores de calor em contracorrente gás- gás, eresfriadores a ar.

É obtida uma corrente de gás do produto depletiva em vapor.Esta compreende ainda, de modo geral, de 0 a 10%, em volume, de vapor.Para a remoção de água virtualmente total a partir da corrente do produto cquando certos solventes são usados no estágio D), pode ser provida umasecagem por meio de membranas ou de peneira molecular.

Em uma parte do processo, D), os constituintes de gás não-condensáveis ou de baixo ponto de ebulição, tais que hidrogênio, oxigênio,monóxido de carbono, dióxido de carbono, nitrogênio e os hidrocarbonetos debaixo ponto de ebulição (metano, etano, eteno) são removidos a partir doshidrocarbonetos C3 por meio de um absorvente de alto ponto de ebulição emum ciclo de absorção/ dessorção, de modo a que seja obtida uma corrente dl,que compreende os hidrocarbonetos C3 e adicionalmente também pequenasquantidades de etano e eteno, e uma corrente de gás de descarga d2, quecompreende os constituintes de gás não- condensáveis ou de baixo ponto deebulição.

Para este fim, em um estágio de absorção, a corrente de gás c éconectada com um absorvente inerte, e os hidrocarbonetos C3 e tambémpequenas quantidades dos hidrocarbonetos C2 são absorvidas no absorventeinerte, de modo a que seja obtido um absorvente carregado comhidrocarbonetos C3 e um gás de descarga d2, que compreende os constituintesde gás remanescentes. Estes são essencialmente óxidos de carbono,hidrogênio, gases inertes, e também hidrocarbonetos C2 e metano. Certasquantidades de propano e propeno podem também estar compreendidas nacorrente d2, pois a remoção não é, de modo geral, inteiramente completa. Emum estágio de dessorção, os hidrocarbonetos C3 são novamente liberados apartir do absorvente.

Absorventes inertes usados no estágio de absorção são, demodo geral, solventes não -polares de alto ponto de ebulição, nos quais amistura de hidrocarboneto C3 possui uma solubilidade distintamente mais altado que os substituintes de gás remanescentes, a serem removidos. A absorçãopode ser efetuada pela simples passagem da corrente c através do absorvente.No entanto, ela pode ser também efetuada em colunas. É possível operar emco-corrente, contracorrente ou em corrente cruzada. Colunas de absorçãoadequadas são, por exemplo, colunas de bandeja tendo tampa deborbulhamento, bandejas de válvula e / ou peneira, colunas tendocompactações estruturadas, por exemplo compactações de tecido oucompactações de folha metálica tendo uma área superficial específica de 100a 1000m2/m3, tais que Mellapak® 250 Y, e colunas tendo uma compactaçãoaleatória, por exemplo tendo esferas, anéis ou selas produzidos a partir demetal, plástico ou cerâmica como compactações aleatórias. No entanto, umaparelho de absorção útil também inclui torres de gotejamento e depulverização, absorvedores de bloco de grafita, absorvedores superficiais, taisque absorvedores de filme espesso e de filme delgado, e colunas deborbulhamento, com e sem dispositivos internos.

A coluna de absorção possui, de modo preferido, uma seção deabsorção e uma seção de retificação. De modo a aumentar o enriquecimentodos hidrocarbonetos C3 no solvente através do processo de uma retificação, éentão possível introduzir calor ao interior do fundo da coluna. De modoalternativo, a corrente de gás de extração pode ser alimentada ao interior dofundo da coluna, por exemplo composto de nitrogênio, ar, vapor ou demisturas de propano/ propeno. Deste modo, o absorvente carregado écolocado em contato com a corrente de gás de extração na seção deretificação da coluna de absorção. Isto extrai os hidrocarbonetos C2" a partirdo absorvente carregado. Uma porção do produto de topo pode ser entãocondensada e introduzida como contra refluxo no topo da coluna, de modo arestringir as perdas de solvente.

Absorventes adequados são solventes orgânicoscomparativamente não- polares, por exemplo alquenos C4.^ alifáticos, naftaou hidrocarbonetos aromáticos, tais que frações de óleo médias a partir dadestilação de parafina, ou éteres tendo grupos volumosos, ou misturas destessolventes, a cada um dos quais um solvente polar, tal que 1,2-ftalato dedimetila, pode ser adicionado. Outros absorventes adequados são ésteres doácido benzóico e do ácido itálico com alcanóis Ci_s de cadeia reta, tais quebenzoato de n-butila, benzoato de metila, benzoato de etila, ftalato dedimetila, ftalato de dietila, e também óleos portadores de calor, tais que o éterbifenílico e difenílico, e os seus derivados de cloro, e também triarilalquenos.

Um absorvente adequado é uma mistura de éter bifenílico e éter difenílico, demodo preferido em composição azeotrópica, por exemplo o produtocomercialmente disponível Diphyl®. Esta mistura de solvente compreende,de modo freqüente, ftalato de dimetila em uma quantidade a partir de 0,1 a25%, em peso. Absorventes adequados são também butanos, pentanos,hexanos, heptanos, octanos, nonanos, decanos, undecanos, dodecanos,tridecanos, tetradecanos, pentadecanos, hexadecanos, heptadecanos eoctadecanos, ou frações que podem ser obtidas a partir de correntes derefinaria e que compreendem os alcanos lineares mencionados comocomponentes principais. Absorventes preferidos são hidrocarbonetos Cg-io,são particularmente preferidos os hidrocarbonetos C9, em particular osnonanos.

De modo a dessorver os hidrocarbonetos C3, o absorventecarregado é aquecido e/ ou descomprimido em uma pressão mais baixa. Demodo alternativo, a dessorção pode ser também efetuada através de extração,de modo típico com vapor, ou em uma combinação de descompressão,aquecimento e extração, em um ou mais estágios do processo. Por exemplo, adessorção pode ser executada em dois estágios, em cujo caso o segundoestágio de dessorção é executado em uma pressão mais baixa do que oprimeiro estágio de dessorção e o gás de dessorção do segundo estágio éreciclado ao interior do estágio de absorção. O absorvente regenerado noestágio de dessorção é reciclado ao interior do estágio de absorção. Seapropriado, uma porção desta corrente de absorvente, que podem compreendehidrocarbonetos C41" é descarregada, processada e reciclada, ou descartada.

Em uma variante do processo, o estágio de dessorção éexecutado através da descompressão e/ ou aquecimento do absorventecarregado. Em uma variante do processo adicional, a extração é efetuadaadicionalmente com vapor.

Em uma outra variante do processo, o absorvente carregadocom hidrocarbonetos C3, antes da dessorção, é comprimido a uma pressão,que seja requerida em um dos estágios que se seguem, por exemplo aseparação de propano / propeno (Estágio G).

A remoção D) não é, de modo geral, inteiramente completa, detal modo que, dependendo do tipo de remoção, pequenas quantidades ou atémesmo apenas traços dos constituintes de gás adicionais, em particular dehidrocarbonetos de baixo ponto de ebulição, podem estar presentes nacorrente de hidrocarboneto C3 dl.

Para remover o hidrogênio compreendido na corrente de gásde descarga d2, é possível, se apropriado após ele ter sido resfriado, porexemplo, passá-lo em um trocador de calor indireto, através de umamembrana, genericamente configurada como um tubo, que apenas épermeável a hidrogênio molecular. O hidrogênio molecular assim removidopode, se requerido, ser usado pelo menos parcialmente na desidrogenação ouainda ser enviado para outra utilização, por exemplo, para a geração deenergia elétrica em células de combustível. De modo alternativo, a corrente degás de descarga d2 pode ser também incinerada.

Em uma parte do processo, E), a corrente de gás dl é resfriada,e ela pode adicionalmente ser comprimida em um ou mais estágios decompressão adicionais. Isto fornece uma corrente de hidrocarboneto C3gasosa el ou uma corrente de condensado líquido el, composta dehidrocarbonetos C3. A corrente el pode também compreender pequenasquantidades de hidrocarbonetos C2. Em adição, uma corrente de condensadoaquoso e2, e, se apropriado, pequenas quantidades de uma corrente de gás dedescarga e3 podem ser obtidos. A corrente de condensado e2 é, de modogeral, obtida quando os gases dissolvidos são extraídos no estágio D), comvapor, para a dessorção.

A compressão pode, por sua vez, ser efetuada em um ou maisestágios. De modo geral, a compressão é efetuada, de modo total, a partir deuma pressão na faixa de 1 a 29 bar, de modo preferido de 1 a 10 bar, a umapressão na faixa de 12 a 30 bar. Cada estágio de compressão é seguido por umestágio de resfriamento, no qual a corrente gasosa é resfriada a umatemperatura na faixa de 15 a 80°C, de modo preferido a partir de 15 a 60°C.Subseqüentemente, a mistura de gás comprimido é resfriada a umatemperatura de a partir de -IO0C a 60°C, de modo preferido de -IO0C a 30°C.As correntes de condensado líquido el e e2 são separadas, uma da outra, emum aparelho de separação de fase.

No entanto, a corrente gasosa dl pode também apenas serresfriada, de modo preferido quando os gases dissolvidos são dessorvidos naparte do processo D), sob alta pressão.

Em uma parte do processo, F), a corrente de hidrocarbonetosC3 gasosa ou líquida el é alimentada ao interior de uma primeira zona dedestilação e separada, de modo destilativo, em uma corrente fl, quecompreende os hidrocarbonetos C3 propano e propeno, e uma corrente £2, quecompreende os hidrocarbonetos C2, etano e eteno. Para este fim, a corrente dehidrocarbonetos C3 el é, de modo geral, alimentada ao interior de uma colunade separação de C2/ C3 tendo, de modo típico, de 20 a 80 placas teóricas, porexemplo aproximadamente 60 placas teóricas. Esta coluna é, de modo geral,operada sob uma pressão na faixa de 10 a 30 bar, por exemplo aaproximadamente 20 bar, e sob uma razão de refluxo de 2-70. A temperaturado fundo é, de modo geral, de 40 a IOO0C, por exemplo de aproximadamente60°C, a temperatura de topo sendo de -20 a 10°C, por exemplo deaproximadamente IO0C.

Uma corrente fl, composta de propano e propeno, é obtidacomo a corrente de extração do fundo, tendo um conteúdo de etano/ etenototal de, em geral, < 5000 ppm, de modo preferido de < 1000 ppm, de modomais preferido de < 500 ppm. A corrente f2, que é obtida, de modo preferido,como a corrente de extração de topo, pode ainda compreender certasquantidade de propano e propeno e pode ser reciclada ao estágio de absorçãopara a remoção da mesma.

A parte do processo F) pode ser também eliminada, emparticular quando a corrente dl ou el possui apenas um baixo conteúdo dehidrocarbonetos C2.

Na parte do processo, G), a corrente de hidrocarbonetos Cselou f1 é alimentada ao interior de uma segunda zona de destilação e separada,de modo destilativo, em uma corrente gl, que compreende propeno, e umacorrente g2, que compreende propano. Para este fim, a corrente dehidrocarboneto fl é alimentada, de modo geral, ao interior de uma coluna deseparação de C3 ("separador de C3") tendo, de modo típico, de 80 a 150placas teóricas, por exemplo aproximadamente 100 placas teóricas. Estacoluna é operada, de modo geral, sob uma pressão na faixa de 10 a 30 bar, porexemplo de aproximadamente 250 bar, e sob uma razão de refluxo de 2- 50. Atemperatura do fundo está, de modo geral, em de 40 a IOO0C, por exemplo emaproximadamente 68°C, a temperatura de topo é de 30 a 60°C, por exemplo deaproximadamente 60°C. Em vez de uma coluna de separação de C3 única,podem ser também usadas duas colunas de separação de C3, em cujo caso, aprimeira coluna é operada sob pressão relativamente alta, por exemplo de 25bar, e a segunda coluna é operada sob pressão relativamente baixa, porexemplo de 18 bar (processo de 2 colunas). A extração de topo a partir daprimeira coluna é liqüefeita no aquecedor do fundo da segunda coluna, e aextração de fundo a partir da primeira coluna sendo alimentada ao interior dasegunda coluna. De modo alternativo, um processo com compressão a vapor étambém possível.

Em uma parte do processo, H), a corrente g2 e uma corrente depropano fresca podem ser alimentadas ao interior de uma terceira zona dedestilação, na qual uma corrente, que compreende hidrocarbonetos C4+ éremovida, de modo destilativo, e a corrente de gás de alimentação a é obtidacom um conteúdo de propano muito alto. A corrente reciclada g 2 é, nestecaso, evaporada antes da entrada na terceira zona de destilação. Esta podeprover uma corrente de refrigerante, que pode ser usada para o resfriamentoem outro ponto, por exemplo para o resfriamento no topo d coluna deseparação C2/ C3.

A invenção é ilustrada, de modo detalhado, através doexemplo que se segue.

Exemplo

A variante, apresentada na figura do processo de acordo com ainvenção foi simulada por cálculo. Os parâmetros de processo abaixo foramassumidos.

Uma capacidade de planta de 348 kt/a de propeno em umtempo de execução de 8000 horas, correspondendo a 43447 kg/ hora depropeno, é assumida.

Em adição a 98%, em peso, de propano, a corrente de propanofresca 1 compreende aproximadamente 2%, em peso, de butano. A correntede propano fresca 1 é misturada com a corrente de reciclo de propano 24 apartir do separador de C3, 37, e alimentada ao interior da coluna de separaçãode C3/ C4, 30. Na coluna de separação de C3/C4, 30, que possui 40 placasteóricas e é operada sob uma pressão operacional de 0 bar e sob uma razão derefluxo de 0,4, uma corrente de alto ponto de ebulição 4 é removida e umacorrente de propeno 3, tendo um conteúdo de butano de apenas 0,01%, empeso, é obtida deste modo. A corrente de propano 3 é previamente aquecida a450°C, penetra na zona de desidrogenação 31 e é submetida a umadesidrogenação autotérmica. Para este fim, um gás oxigenado 6 e o vapor 5são alimentados ao interior da zona de desidrogenação 31. A conversão dadesidrogenação é, com base em propano, de 40%; a seletividade de formaçãode propeno é de 90%. Em adição, 5% de produtos de craqueamento e 5% deóxidos de carbono são formados pela combustão total. A concentração deágua no gás de saída da zona de desidrogenação é de aproximadamente 11%,em peso; o conteúdo de oxigênio residual no gás de saída é de 0%, em peso; atemperatura de saída da mistura do gás do produto é de 600°C. A corrente degás do produto 7 é resfriada a comprimida no compressor 32 a parir de umapressão de 2,0 bar, em três estágios, a uma pressão de 15 bar. Após o primeiroe o segundo estágios do compressor, o resfriamento é efetuado, em cada caso,para 55°C. Isto fornece um condensado aquoso 9, que é descarregado a partirdo processo. A corrente de gás comprimida e resfriada 8 é colocada emcontanto com a coluna de absorção 33 com tetradecano 21 como oabsorvente. Os gases não absorvidos são extraídos a partir de uma corrente degás de descarga 11 através do topo da coluna; o absorvente carregado com oshidrocarbonetos C3 é retirado através do fundo da coluna e alimentado àcoluna de dessorção 34. Na coluna de dessorção 34, a descompressão a umapressão de 4 bar e a extração com vapor sob alta pressão alimentado como acorrente 13, dessorve os hidrocarbonetos C3, de modo a obter uma corrente 14composta de absorvente regenerado e uma corrente 12, composta dehidrocarbonetos C3 e vapor. O absorvente regenerado 14 é suplementado peloabsorvente fresco 22 e reciclado ao interior da coluna de absorção 33. No topoda coluna de dessorção, o gás é resfriado a 45°C, o que condensa o absorventeadicional 14. É também obtida uma fase aquosa, que é removida em umseparador de fase e descarregada a partir do processo como a corrente 15.Subseqüentemente, a corrente 12 é comprimida em dois estágios a umapressão de 16 bar, e resfriada a uma temperatura de 40° C. Isto fornece umapequena corrente de gás de descarga 18, uma corrente de água de rejeito 17 euma corrente de hidrocarboneto C3 líquida 16.

Uma corrente de hidrocarboneto C2 20, que compreende, emadição, certas quantidades de hidrocarbonetos C3, é removida a partir dacorrente de hidrocarboneto C3 líquida através do topo de uma coluna deseparação de C2/C3 36, tendo 30 placas teóricas em 16 bar e uma razão derefluxo de 63. A corrente 20 é reciclada ao interior da coluna de absorção 33,onde os hidrocarbonetos C3 compreendidos na corrente 20 são removidos. Atemperatura de fundo na coluna de separação de C2/C3 36 é de 42°C, atemperatura de topo de -4°C. O conteúdo de etano residual da corrente deextração de fundo é de 0,01%, em peso. A corrente de extração de fundo 19 éalimentada a uma coluna de separação de propano/ propeno tendo 120 placasteóricas, que é operada em 16 bar com uma razão de refluxo de 22. Atemperatura de fundo é de 46°C, e temperatura de topo de 38°C. No topo, umacorrente de propeno 23 tendo uma pureza de 99,5%, em peso, de propeno éobtida. A corrente de extração de fundo 24 compreende aproximadamente 98,5%, em peso, de propano, e é reciclada ao interior da zona de desidrogenação 31.<table>table see original document page 28</column></row><table><table>table see original document page 29</column></row><table><table>table see original document page 30</column></row><table>

Claims (15)

1. Processo para preparar propeno a partir de propano,caracterizado pelo fato de compreender os estágios:A) é provida uma corrente de gás de alimentação, quecompreende propano;B) a corrente de gás de alimentação, que compreende propano,se apropriado vapor e uma corrente gasosa oxigenada é alimentada ao interiorde uma zona de desidrogenação e propano é submetido à uma desidrogenaçãopara propeno, de modo a obter a corrente de gás do produto b, quecompreende propano, propeno, metano, etano, eteno, nitrogênio, monóxido decarbono, dióxido de carbono, vapor, se apropriado hidrogênio e se apropriadooxigênio.C) a corrente de gás do produto é resfriada, se apropriadocomprimida, e o vapor é removido, através de condensação, de modo a obteruma corrente c de gás do produto depletiva em vapor;D) constituintes gasosos de baixo ponto de ebulição ou não-condensáveis são removidos através do contato do produto com a correntegasosa c, com um absorvente inerte, e dessorção subseqüente dos gasesdissolvidos no absorvente inerte, pela extração com corrente para obter umacorrente de hidrocarboneto C3 dl e uma corrente de gás de descarga dl, quecompreende metano, etano, eteno, nitrogênio, monóxido de carbono, dióxidode carbono, se apropriado hidrogênio e se apropriado oxigênio;E) a corrente de hidrocarboneto C3 dl é resfriada e, seapropriado, comprimida para a obtenção de uma corrente de hidrocarbonetoC3 gasosa ou líquida el:F) a corrente de hidrocarboneto C3 el é, se apropriado,alimentada ao interior de uma primeira zona de destilação e separada, demodo destilativo, em uma corrente Ω, composta de propano e propeno e umacorrente f2, que compreende etano e eteno;G) a corrente el ou Ω é alimentada ao interior de uma segundazona de destilação e separada, de modo destilativo, em uma corrente gl,composta de propeno e uma corrente g2, composta de propano, a corrente g2sendo reciclada, pelo menos parcialmente, ao interior da zona dedesidrogenação.

2. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizadopelo fato de que a desidrogenação no estágio B) é executada como umadesidrogenação oxidativa ou não-oxidativa.

3. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizadopelo fato de que a desidrogenação no estágio B) é executada de modoadiabático ou isotérmico.

4. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizadopelo fato de que a desidrogenação no estágio B) é executada em um reator deleito fixo, reator de leito móvel ou reator de leito fluidizado.

5. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizadopelo fato de que uma corrente gasosa contendo oxigênio é alimentada aointerior do estágio B.

6. Processo de acordo com a reivindicação 5, caracterizadopelo fato de que a desidrogenação é executada como uma desidrogenaçãoautotérmica ou como uma oxidesidrogenação.

7. Processo de acordo com uma das reivindicações 1 a 6,caracterizado pelo fato de que a corrente de gás do produto b é resinada noestágio C) a uma temperatura na faixa de 10 a 80°C.

8. Processo de acordo com uma das reivindicações 1 a 7,caracterizado pelo fato de que, em um estágio H), a corrente g2 e propanofresco são alimentados ao interior de uma terceira zona de destilação eseparados, de modo destilativo, ao interior da corrente de gás de alimentaçãoe de uma corrente, que compreende hidrocarbonetos C/.

9. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 8, caracterizado pelo fato de que o absorvente usado no estágio D) éselecionado a partir do grupo, que consiste de alcanos C4.18, nafta e a fraçãode óleo médio a partir da destilação de parafina.

10. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 9, caracterizado pelo fato de que a corrente de gás do produto c é contatadacom o absorvente inerte no estágio D), em uma coluna de absorção tendo umaseção de absorção e uma seção de retificação, e o absorvente carregado écontatado com uma corrente de gás de extração na seção de retificação.

11. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 10, caracterizado pelo fato de que a corrente de gás do produto d écomprimida a uma pressão de 5 a 25 bar no estágio E).

12. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1ali, caracterizado pelo fato de que, antes que a dessorção seja executada, oagente carregado com hidrocarboneto C3 é comprimido no estágio D) a umapressão de 5 a 25 bar.

13. Processo de acordo com qualquer das reivindicações 1 a 12, caracterizado pelo fato de que a corrente de gás do produto d é resfriada auma temperatura na faixa de -10 a 60°C no estágio E).

14. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 13, caracterizado pelo fato de que uma corrente de condensado aquoso e2 éadicionalmente obtida no estágio E) e é removida a partir da corrente dehidrocarboneto líquida C3, em um aparelho de separação de fase.

15. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 14, caracterizado pelo fato de que a corrente de gás oxigenada, usada noestágio B), é ar enriquecido com oxigênio, tendo um conteúdo de oxigênio deaté 70%, em volume.