BRPI1009876B1

BRPI1009876B1 - "Método para a produção de olefinas através da desidrogenação catalítica de pelo menos um hidrocarboneto e processo para produção de estireno através da desidrogenação catalítica de etilbenzeno"

Info

Publication number: BRPI1009876B1
Application number: BRPI1009876-3A
Authority: BR
Inventors: J. Wilcox Richard; Ram Sanjeev; Gami Ajay; Brummer Robert; Romeo Joseph
Original assignee: Lummus Technology Inc.
Priority date: 2009-03-17
Filing date: 2010-03-11
Publication date: 2018-05-02
Also published as: EP2408726A2; ES2713065T3; US20100240940A1; US8163971B2; WO2010107651A3; WO2010107651A2; RU2465954C1; PL2408726T3; PT2408726T; CA2749825C; TR201902672T4; KR101276466B1; SG174130A1; JP2012520881A; EP2408726A4; MY149717A; ZA201106321B; AR077358A1; TW201037242A; CN102333746A

Description

(54) Título: MÉTODO PARA A PRODUÇÃO DE OLEFINAS ATRAVÉS DA DESIDROGENAÇÃO CATALÍTICA DE PELO MENOS UM HIDROCARBONETO E PROCESSO PARA PRODUÇÃO DE ESTIRENO ATRAVÉS DA DESIDROGENAÇÃO CATALÍTICA DE ETILBENZENO (51) Int.CI.: C07C 5/333; C07C 15/46; B01J 8/02; C07B 61/00 (30) Prioridade Unionista: 17/03/2009 US 12/381,800 (73) Titular(es): LUMMUS TECHNOLOGY INC.

(72) Inventor(es): RICHARD J. WILCOX; SANJEEV RAM; AJAY GAMI; ROBERT BRUMMER; JOSEPH ROMEO

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MÉTODO PARA A PRODUÇÃO DE OLEFINAS ATRAVÉS DA DESIDROGENAÇÃO CATALÍTICA DE PELO MENOS UM HIDROCARBONETO E PROCESSO PARA PRODUÇÃO DE ESTIRENO ATRAVÉS DA DESIDROGENAÇÃO CATALÍTICA DE ETILBENZENO

FUNDAMENTOS

1. Campo da Invenção [001] A presente invenção refere-se a um método para o fornecimento de calor sensível a um processo de conversão química, e, particularmente, a um processo e sistema para a produção de uma olefina, mais particularmente, a um processo e sistema para a produção de estireno através da desidrogenação de etilbenzeno.

2. Descrição da Técnica Relacionada [002] A produção de estireno através da desidrogenação catalítica do etilbenzeno é bem conhecida na técnica. Normalmente, uma alimentação contendo vapor e etilbenzeno é posta em contato com um catalisador em um reator a uma temperatura de entrada de cerca de 600°C a cerca de 650°C para realizar a conversão. O vapor é aquecido a uma temperatura pré-determinada em um superaquecedor de vapor. O vapor fornece ao menos parte do calor necessário para a reação, e, como um diluente, reduz a pressão parcial do estireno e do hidrogênio, deslocando, assim, o equilíbrio de reação para a produção de estireno.

[003] A patente norte-americana n° 4,628,136, de

Sardina, revela um processo de desidrogenação para a produção de estireno a partir de etilbenzeno em presença de vapor. O etilbenzeno e a água formam uma mistura azeotrópica que ferve a uma temperatura mais baixa que o

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2/22 etilbenzeno ou a água. A maior parte da alimentação de etilbenzeno/água é vaporizada pela condensação de vapor de topo a partir do sistema divisor de etilbenzeno/estireno. Essa característica economiza energia, uma vez que uma menor quantidade de vapor precisa ser utilizada para vaporizar a corrente de alimentação e uma menor quantidade de água de resfriamento é necessária para condensar o vapor de topo do divisor (splítter) de etilbenzeno/estireno.

[004] A razão de massa de vapor para óleo, ou seja, a razão de vapor para etilbenzeno contido em uma corrente de alimentação (óleo) em uma base de peso, é um fator importante na desidrogenação do etilbenzeno. No passado, as instalações de produção de estireno operavam em razões gerais em peso de vapor/óleo de 1,3 a 1,7. Os catalisadores melhorados permitiram que a operação do processo em razões em peso de vapor/óleo de cerca de 1,0 com reduções aceitáveis no rendimento ou na conversão de etilbenzeno.

[005] A fim de fornecer a quantidade adequada de calor ao sistema, a uma razão total em peso de vapor/óleo de 1,0 ou inferior, a temperatura na saída do superaquecedor de vapor teria de ser aumentada para 950°C ou mesmo superior. No entanto, as temperaturas do superaquecedor acima de 927°C requerem o uso de metalurgia especial e dispendiosa. Seria uma vantagem haver um sistema que operasse tanto em razões baixas de vapor/óleo quanto em temperaturas inferiores.

SUMÁRIO [006] Em uma modalidade da presente invenção, é aqui apresentado um método para o fornecimento de calor a uma

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3/22 corrente de processo de conversão química contendo ao menos um reagente químico. O método inclui as etapas de (a) superaquecimento de um fluido de transferência de calor; (b) a transferência de calor do fluido de transferência de calor superaquecido para a corrente do processo; (c) a divisão de ao menos parte de um fluido de transferência de calor em uma primeira porção e uma segunda porção; (d) a pressurização da primeira porção do fluido de transferência de calor; (e) a reciclagem da primeira porção pressurizada de fluido de transferência de calor para a etapa (a) de superaquecimento; e, (f) a introdução da segunda porção do fluido de transferência de calor na corrente do processo. Em uma outra modalidade, é aqui previsto um processo para a produção de uma olefina pela desidrogenação catalítica de uma corrente de alimentação que contém um hidrocarboneto dotado de ao menos uma parte da molécula capaz de sofrer desidrogenação, como, por exemplo, compostos de alquila butano, exemplo, propilbenzeno, cermeno, etc). O processo compreende a transferência de calor de um vapor superaquecido, que já pode ter sido aquecido por troca de calor indireta, a uma corrente de processo contendo vapor solvente e o hidrocarboneto passível de desidrogenação, sendo o calor adicional do vapor superaquecido suficiente para a realização da desidrogenação catalítica de ao menos pelo menos uma porção de hidrocarboneto passível de desidrogenação em uma zona de reação, em que, após a transferência do calor, o vapor superaquecido torna-se (e.g., etano, propano, alquilaromáticos (por etc.) e compostos etilbenzeno, nPetição 870180000722, de 04/01/2018, pág. 9/35

4/22 vapor gasto. O vapor gasto é dividido em duas correntes: um vapor de reciclo e um vapor de processo. O vapor de reciclo é pressurizado através do uso de um termocompressor. Ele é então combinado com um vapor primário e aquecido para uma temperatura pré-determinada em um superaquecedor de vapor. O vapor de processo é reaquecido para a geração de um vapor superaquecido e é combinado com a corrente de alimentação que contém o hidrocarboneto passível de desidrogenação antes da entrada no reator de desidrogenação. O resultado líquido é de maior disponibilidade de vapor superaquecido para a transferência de calor em comparação ao vapor necessário para satisfazer a razão vapor/óleo no reator.

[007] Também é fornecido um sistema para a produção de estireno através da desidrogenação catalítica do etilbenzeno.

[008] O processo e o sistema aqui descritos podem ser operados vantajosamente a uma razão de vapor/óleo de 1,0 ou inferior, enquanto se exige uma temperatura de vapor superaquecido baixa o suficiente para evitar a necessidade de metalurgia especializada para o forno superaquecedor de vapor e as linhas de transferência (i.e., as conexões de tubagem para a transferência de vapor superaquecido de um forno superaquecedor de vapor para is trocadores e reatores de calor e de volta para o superaquecedor de vapor). Esse esquema também pode ser utilizado em razões em massa de vapor/óleo superiores.

BREVE DESCRIÇÃO DOS DESENHOS [009] Várias modalidades são descritas a seguir com referência aos desenhos, onde: A FIG. 1 é um diagrama de

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5/22 fluxo esquemático de um método para o fornecimento de calor sensível a uma corrente de processo de um processo de conversão química;

[0010] A FIG. 2 é um diagrama de fluxo esquemático de um sistema e processo para a produção de estireno a partir de etilbenzeno; e, [0011] A FIG. 2A é um diagrama de fluxo esquemático de uma modalidade alternativa do sistema e processo para a produção de estireno a partir de etilbenzeno.

[0012] A FIG. 3 é um diagrama de fluxo esquemático de ilustração da vaporização da carga (alimentação) utilizando o sistema condensador de um divisor de EB/SM.

DESCRIÇÃO DETALHADA DA(S) MODALIDADE(S) PREFERIDA(S) [0013] Referindo-se à FIG. 1, ilustra-se um método para o fornecimento de calor sensível a uma corrente de processo de um processo de conversão química. O método emprega um fluido de transferência de calor. O fluido de transferência de calor preferido para o processo de conversão química aqui descrito é vapor.

[0014] A corrente de fluido de transferência de calor é superaquecida em uma etapa superaquecimento 12 para a produção de um fluido de transferência de calor superaquecido 13. O calor é então transferido em uma etapa de transferência de calor 14 do fluido de transferência de calor superaquecido para a corrente de processo de um processo de conversão química que contém um ou mais produtos químicos reagentes. O efluente oriundo da etapa de transferência de calor 14 é uma corrente gasta de fluido de transferência de calor 15.

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6/22 [0015] Opcionalmente, uma porção 16 da corrente gasta de fluido de transferência de calor 15 pode ser removida e enviada a outros processos. Ainda, opcionalmente, uma porção 17 da corrente gasta de fluido de transferência de calor 15 pode ser removida e reciclada para a etapa de superaquecimento 12 através de uma etapa convencional de aumento de pressão (não retratada). O método 10, conforme descrito na Fig. 1, inclui uma seção delineada N incluindo a etapa de superaquecimento 12 e a etapa de transferência de calor 14. No entanto, em outras modalidades, o método da presente invenção pode incluir mais que as seções delineadas N incorporadas de qualquer maneira conhecida na técnica. Em resumo, o método de 10 pode incluir múltiplas etapas de superaquecimento 12 e etapas de transferência de calor 14. As etapas 12 e 14 podem ser repetidas nas mesmas ou em diferentes unidades de equipamento. Alternativamente, o método 10 pode ser realizado sem a seção delineada N.

[0016] Ao menos uma porção da corrente gasta de fluido de transferência de calor 15 é dividida em uma etapa de divisão 18 em uma primeira porção 19 e uma segunda porção

22. A primeira porção 19 é enviada a uma etapa 20 na qual a corrente de fluido de transferência de calor é pressurizada. A etapa de pressurização pode ser realizada por um compressor mecânico ou qualquer outro meio conhecido na técnica. Um compressor preferido é um termocompressor que utiliza um fluido de compressão. Por exemplo, um vapor de compressão de alta pressão é introduzido no termocompressor para a pressurização da primeira porção 19 do vapor de transferência de calor 15 que está a uma

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7/22 pressão relativamente baixa. O vapor comprimido 21 (incluindo o vapor introduzido como vapor gasto e o vapor introduzido como vapor de compressão) é, então, reciclado e reaquecido na etapa de superaquecimento 12. A quantidade de vapor de compressão é ajustada para compensar o vapor removido do sistema.

[0017] A segunda porção 22 do fluido gasto de transferência de calor 15 é introduzido na corrente de processo C do processo de conversão química. Opcionalmente, a segunda porção 22 do fluido de transferência de calor pode ser reaquecida na segunda etapa de superaquecimento

23. O método aqui descrito é vantajosamente empregado em um processo de desidrogenação, conforme descrição abaixo.

[0018] O presente processo de desidrogenação refere-se à produção de um hidrocarboneto olefínico por meio da desidrogenação de um hidrocarboneto correspondente. O vapor é utilizado como um diluente e fornece a fonte de parte do calor para a reação de desidrogenação, que é endotérmica. Preferivelmente, dois reatores são utilizados. Os reatores podem ser alternativamente de fluxo axial ou fluxo radial ou reatores de fluxo paralelo. Tais reatores como são conhecidos na técnica.

[0019] Enquanto que o processo e o sistema do presente documento podem ser utilizados para qualquer processo de desidrogenação que empregue vapor como um diluente e um meio de transferência de calor, a tecnologia aqui descrita é particularmente vantajosa para a produção de estireno a partir de etilbenzeno, e é aqui ilustrada para a produção de estireno. Outros processos nos quais a presente invenção

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8/22 pode ser empregada incluem a produção de vinil tolueno a partir de etil tolueno, a desidrogenação de propano a propileno, e a desidrogenação de butano a compostos C4 tais como 1-buteno, 2-buteno, ou butadieno.

[0020] Entende-se que certos equipamentos, tais como válvulas, tubulações, indicadores e controles, entre outros, foram omitidos os desenhos a fim de facilitar a descrição dos mesmos, e que o posicionamento adequado de tal equipamento é considerado como dentro do escopo de um técnico no assunto.

[0021] Referindo-se, agora, à FIG. 2, a alimentação F para o sistema de desidrogenação 100 inclui etilbenzeno e vapor primário. A razão de vapor para óleo (V/O) da alimentação não é superior a cerca de 1,0, preferivelmente de cerca de 0,45 a 0,55, mais preferivelmente de cerca de 0,49 a cerca de 0,51 para uma alimentação de composição azeotrópica.

[0022] A vantagem de se ter uma alimentação na composição azeotrópica é que o azeótropo heterogêneo de etilbenzeno-água ferve em cerca de 92°C a uma pressão de funcionamento (serviço) típica de 693 mm de Hg absoluto, que é menor do que o ponto de ebulição da água ou do etilbenzeno a essa pressão. Sendo assim, a vaporização da alimentação é facilitada. A vaporização da alimentação pode ser alcançada por meio da transferência de calor do sistema de condensação do divisor (splítter) de monômero de etilbenzeno/estireno (divisor de EB/SM).

[0023] Referindo-se, agora, à FIG. 3, o divisor de EB/SM D-1 é uma coluna de destilação convencional na qual o

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9/22 produto bruto de estireno P do sistema de desidrogenação 100 é separado em uma corrente SM, que é rica em monômero de estireno, e um topo de etilbenzeno EB, componentes mais leves, e uma baixa concentração de SM. O topo é parcialmente condensado no condensador C-1 utilizando uma mistura de alimentação de etilbenzeno/água como o refrigerante, transferindo, dessa maneira, o calor para, e vaporizando, a alimentação F. O componente de água da alimentação pode ser de qualquer fonte adequada, como, por exemplo, a água de processo. A corrente de fundos é separada em uma corrente de reciclo através do refervedor (reboíler) H-5, e uma corrente de produto SM rica em monômero de estireno. Pode haver condensadores adicionais para a rejeição de parte do calor. Por exemplo, o calor pode ser rejeitado para água de resfriamento.

[0024] Referindo-se, novamente, à FIG. 2, a alimentação F, que emerge do condensador C-1 a aproximadamente 92°C, flui através da linha 101 para o intercambiador de efluentes de alimentação E-1 onde a alimentação é aquecida para cerca de 500°C a cerca de 560°C e flui através da linha 103 na qual se junta à corrente 130 de vapor superaquecido. A corrente 130 está a uma temperatura de cerca de 800°C a cerca de 860°C e é misturada em proporção tal com a alimentação F, de modo a proporcionar uma corrente de processo reagente 102 ao reator R-1 com uma temperatura de cerca de 600 °C a cerca de 620°C, quando o catalisador está no início da operação. O reator R-1 inclui um trocador (permutador) de calor H-3 a ele associado, onde o calor é transferido da corrente 126

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10/22 de vapor superaquecido, que está a uma temperatura de cerca de 800°C a cerca de 920°C, para a corrente reagente 102. O trocador de calor H-3 é de preferência um trocador de calor em contracorrente, e pode estar no interior do recipiente de reação R-1 ou exterior ao recipiente de reação R-1 (não mostrado). Um calor suficiente é fornecido à corrente de processo 102 para realização da desidrogenação do componente de etilbenzeno. Tipicamente, a desidrogenação de etilbenzeno é realizada a uma temperatura de entrada de cerca de 610°C a cerca de 650°C, embora temperaturas fora dessa faixa também possam ser adequadas. Por conta da adição de vapor à alimentação, a reação de desidrogenação pode ocorrer em uma razão V/O que varia de cerca de 0,8 a cerca de 1,7, preferivelmente não mais que 1,15, mais preferivelmente a 0,90 ou menos. O reator R-1 pode ser um reator de leito único ou de múltiplos leitos. Preferivelmente, o reator R-1 é um reator de fluxo radial convencional, embora reatores de fluxo paralelo ou reatores de fluxo axial possam ser utilizados alternativamente. Uma quantidade cataliticamente eficaz de um catalisador convencional, tal como um baseado em óxido de ferro, pode ser empregada no reator R-1. Catalisadores adequados são conhecidos pelos técnicos no assunto.

[0025] A corrente de processo aquecida 104 emerge do trocador de calor H-3, preferivelmente a uma temperatura de cerca de 610°C a cerca de 650°C. Ao menos parte do componentes de etilbenzeno da alimentação passa por desidrogenação no reator R-1 para a produção de estireno e hidrogênio. O fluxo de saída 106 do reator R-1, que contém

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11/22 uma quantidade de estireno, emerge a uma temperatura de cerca de 550°C a cerca de 580 °C e é introduzido em um segundo reator R-2, do mesmo tipo que o reator R-1. A corrente de processo 106 é passada através do trocador de calor H-4, onde é aquecida pela corrente de vapor superaquecido 118 para uma temperatura de reação de cerca de 610°C a cerca de 650°C. A corrente de processo aquecida

108 passa por uma reação adicional. A corrente de efluentes

109 do segundo reator R-2 é utilizada para o préaquecimento da alimentação F em um intercambiador E-1 de efluentes de alimentação. O produto P oriundo do intercambiador de efluentes de alimentação E-1 contém estireno bruto e uma quantidade de etilbenzeno não reagida com alguns componentes mais leves (por exemplo, o hidrogênio) e é resfriado e parcialmente condensado e o líquido é então enviado ao divisor de EB/SM D-1 (FIG. 3) para purificação adicional.

[0026] O vapor principal S é introduzido no sistema através da linha 110 para compensar a diferença entre a quantidade de vapor necessária para satisfazer a razão total de V/O e a quantidade de vapor vaporizada no condensador C-1 do divisor de EB/SM D-1. O vapor principal S encontra-se, inicialmente, a uma temperatura de cerca de 170°C a cerca de 190°C e uma pressão de cerca de 150 a cerca de 160 psia. A válvula 50 controla a entrada de vapor. O vapor é passado através de uma zona de aquecimento, tal como um rolo convectivo 112 posicionado na seção de convecção H-2 do superaquecedor de vapor H-1, e o vapor principal emerge da serpentina convectiva 112 na

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12/22 linha 114, a uma temperatura de cerca de 540°C para 560°C, e uma pressão de cerca de 130 psia a cerca de 140 psia. O vapor principal é então enviado a um termocompressor T-1 e é utilizado como vapor de compressão. O termocompressor T-1 é um compressor a jato de vapor que opera a uma razão de compressão de cerca de 1,0 a cerca de 2,5, preferivelmente de cerca de 1,6 a cerca de 1,8, e que impulsiona um vapor de baixa pressão para uma pressão mais elevada. Os termocompressores são conhecidos, e termocompressores adequados para o uso no sistema da presente invenção são comercialmente disponibilizados por vários fornecedores, tais como, por exemplo, Fox Valve Development Corp. de Dover, Nova Jersey, e Artisan Industries Inc., de Waltham, Massachusetts.

[0027] O vapor de baixa pressão é trazido através da linha 122 a cerca de 20 a 25 psia e a uma temperatura de cerca de 570°C a cerca de 590°C. A saída 116 do termocompressor T-1 encontra-se a uma temperatura de cerca de 550°C a cerca de 570°C e a uma pressão de cerca de 40 psia a cerca de 50 psia. O vapor é então introduzido em uma das três seções do superaquecedor de vapor H-1 através da serpentina radiante 117.

[0028] O superaquecedor de vapor H-1 pode ser um forno elétrico ou um forno de queima de gás e/ou combustíveis líquidos para o aquecimento de vapor de alta pressão a uma temperatura de superaquecimento suficiente para fornecer calor suficiente para a reação de desidrogenação. Uma vantagem do sistema 100 aqui descrito é que o superaquecedor de vapor H-1 pode ser operado de modo a

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13/22 proporcionar um efluente com uma temperatura não superior a cerca de 927°C, e, preferivelmente, inferior a 900°C, mais preferivelmente inferior a 890°C. A operação do superaquecedor de vapor a tais temperaturas evita a necessidade de utilização de ligas especiais dispendiosas para a construção do superaquecedor H-1, como seria necessário para as temperaturas acima de 927°C.

[0029] O superaquecedor H-1 é preferencialmente dividido em três seções, de modo a acomodar três serpentinas tubulares na área radiante do superaquecedor.

[0030] O fluxo de saída 118 do superaquecedor transporta o vapor a uma temperatura de cerca de 850°C a cerca de 900°C e uma pressão de cerca de 25 psia a cerca de 35 psia para trocador de calor H-4 no reator R-2, transferindo, dessa maneira, o calor para a corrente de reagente 106, que é o fluxo de saída do reator R-1. A corrente 120, que é o fluxo de saída do vapor oriundo do trocador de calor H-4, encontra-se a uma temperatura de cerca de 570°C a cerca de 600°C e uma pressão de cerca de 24 psia a 28 psia. A primeira porção da corrente 120, ou seja, a corrente 122,é reciclada de volta para o termocompressor T-1, e uma segunda porção de corrente 120, ou seja, a corrente 124, flui de volta para a serpentina radiante 125 do superaquecedor de vapor 125. A porção do vapor que flui através da linha 124 é aquecida na serpentina radiante 125 e emerge através da linha 126, a uma temperatura de cerca de 840°C a cerca de 860°C. O vapor é então levado para trocador de calor H-3 associado ao reator R-1, onde se transfere o calor para a corrente

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14/22 reagente 102.

[0031] O vapor emerge do trocador de calor H-3, a uma temperatura de cerca de 620°C a cerca de 640°C, e é transportado através da linha 128 de volta para o superaquecedor de vapor H-1, onde ele passa através da serpentina radiante 129 e emerge através da linha 130 na forma de vapor superaquecido a uma temperatura de cerca de 840°C a cerca de 860°C e uma pressão de cerca de 12 psia a cerca de 15 psia. O vapor que flui através da linha 130 é, em consequência, misturado com a alimentação vaporizada F da linha 103 e a corrente combinada 102 é passada através do trocador de calor H-3 e introduzida no reator R-1.

[0032] Referindo-se à FIG. 2A, um processo alternativo 100A é ilustrado, que é semelhante ao processo 100, com as seguintes exceções: as correntes 124, 126 e 128 são excluídas; não há o aquecedor H-3 associado ao reator R-1; a corrente 130 é introduzida no R-1 diretamente; a corrente 128 é separada da corrente 120.

[0033] Mais especificamente, a corrente de alimentação F, contendo uma mistura vaporizada azeotrópica de etilbenzeno e água é vaporizada no divisor de EB/SM D-1 da maneira anteriormente descrita. A corrente de alimentação vaporizada e aquecida é enviada através da linha 103 e é combinada com uma corrente de vapor superaquecida para o fornecimento de uma corrente de fluido 102. Essa corrente entra em uma primeira zona no reator R-1, onde entra em contato com um catalisador de desidrogenação e passa por um primeiro estágio de conversão para a produção de ao menos uma quantidade de estireno. O efluente 106 emerge do reator

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R-1 e é aquecido no trocador de calor em contracorrente H-4 e entra em uma segunda zona de reação no reator R-2. A corrente de fluido entra em contato com o catalisador de desidrogenação e passa por um segundo estágio de conversão para a produção de uma corrente 108 contendo estireno que sai do reator por meio da saída 109. A corrente de efluentes 109 é utilizada para o pré-aquecimento da corrente de alimentação F em intercambiador de taxas de efluentes E-1. A corrente de efluentes 109 do segundo reator R-2 é utilizada para o pré-aquecimento da alimentação F em um intercambiador E-1 de efluentes de alimentação. O produto P oriundo do intercambiador de efluentes de alimentação E-1 contém estireno bruto e uma quantidade de etilbenzeno não-reagida com alguns componentes mais leves (por exemplo, o hidrogênio) e é resfriado e parcialmente condensado e o líquido é então enviado ao divisor de EB/SM D-1 (FIG. 3) para purificação adicional.

[0034] Um fluxo de vapor superaquecido é deslocado ciclicamente para o trocador de calor em contracorrente H-4 através da linha 118 para o fornecimento de calor transferido para a corrente de efluentes 106. O vapor gasto que emerge através da linha 120 a partir do trocador de calor H-4 é dividido em uma primeira porção 122 e uma segunda porção 128. A primeira porção 122 do vapor gasto é enviada ao termocompressor T-1. Um vapor principal S do fluxo 114 S é enviado através do termocompressor a fim de pressurizar a primeira porção 122 por meio do superaquecedor H-1 através da serpentina convectiva 112. O

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16/22 fluxo de saída 116 do termocompressor T-1 é então aquecido no superaquecedor de vapor H-1 para o fornecimento da corrente 118 que é deslocada ciclicamente de volta ao trocador de calor H-4.

[0035] A corrente gasta da segunda porção 128 é enviada ao superaquecedor de vapor H-1 onde é reaquecida através da serpentina 129. O vapor superaquecido 130 que emerge do superaquecedor de vapor é então combinado com a corrente de alimentação e enviado ao reator R-1.

EXEMPLO 1 [0036] As características da invenção são ilustradas abaixo no exemplo profético a seguir, em que é feita uma referência aos números do sistema ilustrado na FIG. 2.

[0037] Uma corrente de alimentação F de 162.648 kg/h é fornecida. A corrente de alimentação contém uma mistura azeotrópica vaporizada de etilbenzeno e água com uma razão de V/O de 0,493. A corrente de alimentação aquecida e vaporizada 103 encontra-se a uma temperatura de 549°C e a uma pressão de 11,1 psia. A corrente de alimentação é combinada com 44,343 kg/h de vapor superaquecido (130) a 849°C e 13 psia para o fornecimento de uma corrente de fluidos 102 de 206,991 kg/h com uma razão de V/O de 0,9. Essa corrente é aquecida em um trocador de calor em contracorrente H-3 e entra em uma primeira zona de reação no reator R-1 a 650°C e 7,77 psia, onde entra em contato com um catalisador de desidrogenação e sofre um primeiro estágio de conversão para a produção de ao menos alguma quantidade de estireno. O efluente 106 emerge do reator R-1 a 560°C e 6,95 psia, e é aquecido no trocador de calor em

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17/22 contracorrente H-4, e entra em uma segunda zona de reação no reator R-2, a 650°C. A corrente de fluido é posta em contato com o catalisador de desidrogenação e passa por um segundo estágio de conversão para a produção de uma corrente de produto contendo estireno.

[0038] Um fluxo na linha 118 de 66.511 kg/h de vapor superaquecido a 889°C e 31 psia é deslocado ciclicamente para o trocador de calor em contracorrente H-4 para o fornecimento de calor transferido para a corrente de efluentes 106. O vapor gasto que emerge do trocador de calor H-4 é dividido em uma primeira porção 122 de 22.168 kg/h e uma segunda porção 124 de 44.343 kg/h. A primeira porção 122 de vapor gasto a 583°C e 24,5 psia é enviada para o termocompressor (T-1). Um fluxo na linha 114 de 44.343 kg/h de vapor principal a 549°C e 131 psia é enviado através do termocompressor a fim de pressurizar a primeira porção 122. O vapor da linha do fluxo de saída de 66.511 kg/h oriundo do termocompressor se encontra a 559°C e 40,75 psia, correspondendo a uma taxa de compressão de 1,66. O fluxo de saída 116 é então aquecido no superaquecedor de vapor H-1 para o fornecimento da corrente 118 que é deslocada ciclicamente de volta para trocador de calor H-4.

[0039] A segunda porção 124 de 44.343 kg/h de vapor gasto é aquecida no superaquecedor de vapor H-1. O fluxo de saída do superaquecedor 126 é enviado para trocador de calor H-3 a 850°C e 22,25 psia para o fornecimento do calor transferido para a corrente de fluido 102. O vapor gasto 128 emerge do trocador de calor H-3 a 631 °C e 18,74 psia, e é enviado para o superaquecedor de vapor H-1, onde é

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18/22 reaquecido a uma temperatura de 850°C. O vapor superaquecido 130 que emerge do superaquecedor de vapor é então combinado com a corrente de alimentação e enviado ao reator R-1.

[0040] A conversão total de etilbenzeno ao longo dos dois reatores é de aproximadamente 62,5% com uma seletividade molar de cerca de 94,1% de estireno.

EXEMPLO 2 [0041] As características da invenção são ilustradas abaixo no exemplo profético a seguir, em que é feita uma referência aos números do sistema ilustrado na FIG. 2A.

[0042] Uma corrente de alimentação F de 193.775 kg/h é fornecida. A corrente de alimentação contém uma mistura azeotrópica vaporizada de etilbenzeno e água com uma razão de V/O de 0,493. A corrente de alimentação aquecida e vaporizada 103 encontra-se a uma temperatura de 537°C e a uma pressão de 10,8 psia. A corrente de alimentação é combinada com 65,803 kg/h de vapor superaquecido 130 a 890°C e 10 psia para o fornecimento de uma corrente de fluidos 102 de 259.576 kg/h a uma razão de V/O de 1,0. Essa corrente entra em uma primeira zona de reação no reator R-1 a 620°C e 8,2 psia, onde entra em contato com um catalisador de desidrogenação e sofre um primeiro estágio de conversão para a produção de ao menos alguma quantidade de estireno. O efluente 106 emerge do reator R-1 a 534°C e 7,3 psia, e é aquecido no trocador de calor em contracorrente H-4, e entra em uma segunda zona de reação no reator R-2, a 625°C. A corrente de fluido é posta em contato com o catalisador de desidrogenação e passa por um

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19/22 segundo estágio de conversão para a produção de uma corrente de produto contendo estireno.

[0043] Um fluxo 118 de 84.438 kg/h de vapor superaquecido a 887°C e 23 psia é deslocado ciclicamente para o trocador de calor em contracorrente H-4 para o fornecimento de calor transferido para a corrente de efluentes 106. O vapor gasto que emerge do trocador de calor H-4 é dividido em uma primeira porção 122 de 18.636 kg/h e uma segunda porção 124 de 65.802 kg/h. A primeira porção 122 de vapor gasto a 581°C e 17,6 psia é enviada para o termocompressor T-1. Um fluxo 114 de 65.802 kg/h de vapor principal a 700°C e 133 psia é enviado através do termocompressor a fim de pressurizar a primeira porção 122. O vapor da linha do fluxo de saída 116 de 84.438 kg/h oriundo do termocompressor se encontra a 673°C e 30,7 psia, correspondendo a uma razão de compressão de 1,7. O fluxo de saída 116 é então aquecido no superaquecedor de vapor H-1 para o fornecimento da corrente 118 que é deslocada ciclicamente de volta para trocador de calor H-4.

[0044] A segunda porção 128 de 65.802 kg/h de vapor gasto é enviada ao superaquecedor de vapor H-1, onde é reaquecida a uma temperatura de 890°C. O vapor superaquecido 130 que emerge do superaquecedor de vapor é então combinado com a corrente de alimentação e enviado ao reator R-1.

[0045] A conversão total de etilbenzeno ao longo dos dois reatores é de aproximadamente 62,5% com uma seletividade molar de cerca de 94,3% de estireno.

EXEMPLO 3

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20/22 [0046] As características da invenção são ilustradas abaixo no exemplo profético a seguir, em que é feita uma referência aos números do sistema ilustrado na FIG. 2.

[0047] Uma corrente de alimentação F de 159.226 kg/h é fornecida. A corrente de alimentação contém uma mistura azeotrópica vaporizada de etilbenzeno e água com uma razão de V/O de 0,493. A corrente de alimentação aquecida e vaporizada 103 encontra-se a uma temperatura de 531°C e a uma pressão de 10,6 psia. A corrente de alimentação é combinada com 70,087 kg/h de vapor superaquecido 130 a 852°C e 10,2 psia para o fornecimento de uma corrente de fluido 104 de 229.312 kg/h a uma razão de V/O de 1,15. Essa corrente entra em uma primeira zona de reação no reator R-1 a 621°C e 8,0 psia, onde entra em contato com um catalisador de desidrogenação e sofre um primeiro estágio de conversão para a produção de ao menos alguma quantidade de estireno. O efluente 106 emerge do reator R-1 a 540°C e 7,1 psia, e é aquecido no trocador de calor em contracorrente H-4, e entra em uma segunda zona de reação no reator R-2, a 626°C. A corrente de fluido é posta em contato com o catalisador de desidrogenação e passa por um segundo estágio de conversão para a produção de uma corrente de produto contendo estireno.

[0048] Um fluxo 118 de 106.646 kg/h de vapor superaquecido a 794 e 21 psia é deslocado ciclicamente para o trocador de calor em contracorrente H-4 para o fornecimento de calor transferido para a corrente de efluentes 106. O vapor gasto que emerge do trocador de calor H-4 é dividido em uma primeira porção 122 de 36.560

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21/22 kg/h e uma segunda porção 128 de 70.087 kg/h. A primeira porção 122 de vapor gasto a 587°C e 17,8 psia é enviada para o termocompressor T-1. Um fluxo 114 de 70.086 kg/h de vapor principal a 700°C e 133 psia é enviado através do termocompressor a fim de pressurizar a primeira porção 122. O vapor do fluxo de saída 116 de 106.646 kg/h oriundo do termocompressor se encontra a 661°C e 30,7 psia, correspondendo a uma razão de compressão de 1,7. O fluxo de saída 116 é então aquecido no superaquecedor de vapor H-1 para o fornecimento da corrente 118 que é deslocada ciclicamente de volta para trocador de calor H-4.

[0049] A segunda porção 128 de 70.087 kg/h de vapor gasto é enviada ao superaquecedor de vapor H-1, onde é reaquecida a uma temperatura de 852°C. O vapor superaquecido 130 que emerge do superaquecedor de vapor é então combinado com a corrente de alimentação F e enviado ao reator R-1.

[0050] A conversão total de etilbenzeno ao longo dos dois reatores é de aproximadamente 62,6% com uma seletividade molar de cerca de 94,9% de estireno.

[0051] O Exemplo 3 possui um maior consumo de vapor que o Exemplo 2. No entanto, para o exemplo 3, a corrente 118 está abaixo 815°, mesmo quando o catalisador encontrase no final da operação. Assim, o material de construção dessa linha pode ser aço inoxidável 304 H em vez de algum material mais dispendioso, como, por exemplo, a liga Alloy 800 H. No exemplo 3, o custo total atual de tubulação utilizando a Alloy 800 H é de aproximadamente $ 900,000 (~R$1.427.760,00). Em contraste, o custo total atual do uso

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22/22 de aço inoxidável 304 H é de R $ 230,000 (~R$364.872,00).

Utilizando o novo esquema de fluxo no Exemplo 3, uma economia líquida no material de tubulação sozinho é de $ 670,000 (~R$1.062.888,00).

[0052] Embora a descrição acima contenha muitas especificidades, esses detalhes não devem ser interpretados como limitações do escopo da invenção, mas apenas como exemplificações de suas modalidades preferidas. Os técnicos no assunto visionarão muitas outras possibilidades dentro do escopo e espírito de invenção, conforme definição das reivindicações em anexo.

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Claims

REIVINDICAÇÕES

1. Método para a produção de olefinas através da desidrogenação catalítica de pelo menos um hidrocarboneto, caracterizado por compreender as etapas de:

a) superaquecimento de um fluido de transferência de calor;

b) transferência de calor do fluido superaquecido de transferência de calor para a corrente do processo, em que após a transferência de calor, o fluido de transferência de calor se torna um fluido de transferência de calor gasto;

c) divisão de pelo menos parte do fluido de transferência de calor gasto em uma primeira porção e uma segunda porção;

d) pressurização da primeira porção do fluido de transferência de calor gasto;

e) reciclagem da primeira porção pressurizada de fluido de transferência de calor gasto para a etapa (a) de superaquecimento;

e,

f) introdução da segunda porção do fluido de transferência de calor gasto na corrente do processo.
2. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado por adicionalmente compreender a etapa de extração de ao menos uma terceira porção de fluido de transferência de calor após a etapa de transferência de calor (b) e antes da etapa de divisão (c).
3. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que a etapa de reciclagem é realizada uma pluralidade de vezes.
4. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado por adicionalmente compreender a etapa de superaquecimento da segunda porção de fluido de transferência de calor antes da etapa (f).

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5. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado por adicionalmente compreender a etapa de superaquecimento da segunda porção de fluido de transferência de calor antes da etapa (f).
6. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que a etapa (d) de pressurização da primeira parte do fluido de transferência de calor compreende a introdução da primeira porção do fluido de transferência de calor em um termocompressor e a introdução de um fluido de compressão no termocompressor, sendo que o fluido de compressão está a uma pressão superior à da primeira porção do fluido de transferência de calor.
7. Método, de acordo com a reivindicação 6, caracterizado pelo fato de que o fluido de transferência de calor e o fluido de compressão são vapor.
8. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que o fluido de transferência de calor é vapor.
9. Método, de acordo com a reivindicação 8, caracterizado pelo fato de que o hidrocarboneto é um composto selecionado do grupo que consiste em etilbenzeno, etiltolueno, propano e butano.
10. Método, de acordo com a reivindicação 9, caracterizado pelo fato de que o processo compreende a produção de estireno através da desidrogenação de etilbenzeno.
11. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que:

o superaquecimento é realizado em um aquecedor compreendendo uma pluralidade de zonas de aquecimento;

a primeira porção pressurizada do vapor gasto é reciclada para uma primeira zona de aquecimento no aquecedor; e o método adicionalmente compreendendo:

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3/6 a reciclagem da segunda porção para uma seção diferente do aquecedor para uma segunda zona de aquecimento no aquecedor; e o aquecimento da segunda porção do vapor gasto para a regeneração do vapor superaquecido na segunda zona de aquecimento.
12. Método, de acordo com a reivindicação 11, caracterizado pelo fato de que a etapa de transferência de calor é realizada em ao menos um trocador de calor associado à referida zona de reação.
13. Método, de acordo com a reivindicação 11, caracterizado pelo fato de que a etapa de pressurização de uma porção do vapor gasto compreende:

a introdução da referida porção de vapor gasto em um termocompressor, e a introdução de vapor de compressão no termocompressor, sendo que o vapor de compressão está a uma pressão superior à do vapor gasto.
14. Método, de acordo com a reivindicação 13, caracterizado pelo fato de que a olefina produzida é estireno e o hidrocarboneto é etilbenzeno.
15. Método, de acordo com a reivindicação 11, caracterizado pelo fato de que a olefina produzida é estireno e o hidrocarboneto é etilbenzeno.
16. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que o hidrocarboneto compreende etilbenzeno e o fluido de transferência de calor é vapor, em que o método compreende:

a combinação de vapor de diluente suficiente com etilbenzeno para a redução da razão de vapor/óleo para não mais que 1,0;

em que o vapor superaquecido a uma temperatura inferior a

815°C é utilizado para a transferência de calor suficiente para elevar o etilbenzeno e vapor de diluente à temperatura de reação,

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4/6 e em que ao menos uma porção do referido vapor superaquecido é combinado com o etilbenzeno para o fornecimento de ao menos uma porção do vapor de diluente.
17. Método, de acordo com a reivindicação 16, caracterizado pelo fato de que o vapor gasto resultante da transferência de calor para o etilbenzeno e vapor de diluente é enviado para um aquecedor para a regeneração do vapor superaquecido.
18. Método, de acordo com a reivindicação 17, caracterizado pelo fato de que o vapor gasto é dividido em duas porções, sendo ao menos uma porção pressurizada em um termocompressor.
19. Processo para produção de estireno através da desidrogenação catalítica de etilbenzeno, o referido processo caracterizado por compreender:

a) o fornecimento de ao menos primeira e segunda zonas de reação, sendo que cada zona de reação possui a ela associada uma quantidade cataliticamente eficaz de um catalisador de desidrogenação;

b) o fornecimento de um forno dotado de uma pluralidade de zonas de aquecimento;

c) o fornecimento de uma corrente de alimentação contendo uma mistura vaporizada de água e etilbenzeno com uma razão em peso de vapor/óleo não superior a 0,5;

d) a combinação da corrente de alimentação com uma primeira corrente de vapor superaquecido para o fornecimento de uma corrente de fluido com uma razão em peso de vapor/óleo não superior a 1,0;

e) o contato da corrente de fluido com o catalisador de desidrogenação na primeira zona de reação sob condições de reação de desidrogenação para o fornecimento de um primeiro efluente;

f) a transferência de calor de uma segunda corrente de vapor

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5/6 superaquecido para o primeiro efluente em uma zona de transferência de calor associada à segunda zona de reação, sendo que a segunda corrente de vapor superaquecido se torna uma corrente de vapor gasto após a transferência de seu calor para o primeiro efluente;

g) o contato do primeiro efluente aquecido com o catalisador de desidrogenação na segunda zona de reação sob condições de reação de desidrogenação para o fornecimento de uma corrente de produto contendo estireno;

h) a divisão da corrente de vapor gasto em uma primeira e uma segunda porções;

i) a pressurização da primeira porção do vapor gasto;

j) o aquecimento da primeira porção pressurizada de vapor gasto em uma primeira zona de aquecimento em um forno para o fornecimento de uma segunda corrente de vapor superaquecido que é reciclado à montante para a zona de transferência de calor associada à segunda zona de reação;

k) o aquecimento da segunda porção do vapor gasto em uma segunda zona de aquecimento no forno para o fornecimento da primeira corrente de vapor superaquecido.
20. Processo, de acordo com a reivindicação 19, caracterizado por adicionalmente compreender:

o aquecimento da segunda porção do vapor gasto em uma segunda zona de aquecimento no forno para o fornecimento de uma terceira corrente de vapor superaquecido;

a transferência de calor da terceira corrente de vapor superaquecido para uma corrente de fluido em uma zona de aquecimento associada à primeira zona de reação, sendo que a terceira corrente de vapor superaquecido se torna uma segunda corrente de vapor gasto mediante a transferência de seu calor para

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6/6 a corrente de fluido;

o aquecimento da segunda porção do vapor gasto em uma terceira zona de aquecimento no forno para o fornecimento da primeira corrente de vapor superaquecido que é combinada com a alimentação.
21. Processo, de acordo com a reivindicação 19, caracterizado pelo fato de que a etapa de pressurização da primeira porção do vapor gasto compreende a introdução da porção de vapor gasto em um termocompressor e a introdução de vapor de compressão no termocompressor, sendo que o vapor de compressão se encontra em uma pressão superior à do vapor gasto.
22. Processo, de acordo com a reivindicação 19, caracterizado pelo fato de que a corrente de produto contendo estireno é separada em um primeiro componente contendo um estireno purificado e um segundo componente contendo etilbenzeno.
23. Processo, de acordo com a reivindicação 19, caracterizado pelo fato de que a razão de vapor/óleo não é superior a 1,15 e o vapor superaquecido se encontra a uma temperatura não superior a

815°C.

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1/4 c