ES2226943T3 - Metodo para convertir productos oxigenados en olefinas. - Google Patents
Metodo para convertir productos oxigenados en olefinas.Info
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Abstract
Un método para convertir una materia prima que incluye un compuesto oxigenado en un producto que incluye una olefina ligera, comprendiendo dicho método: proporcionar una materia prima que incluye un compuesto oxigenado; y poner en contacto dicha materia prima en una zona de reacción de un aparato reactor con un catalizador que incluye un tamiz molecular no zeolítico, teniendo lugar dicho contacto en condiciones eficaces para convertir dicho compuesto oxigenado en un producto que incluye una olefina ligera, incluyendo dichas condiciones una velocidad superficial gaseosa de al menos un metro por segundo en al menos un punto en dicha zona de reacción y recircular una primera porción de dicho catalizador a la salida del reactor para volver a contactar con dicha materia prima.
Description
Método para convertir productos oxigenados en
olefinas.
La presente invención se refiere a un método para
convertir una materia prima que incluye un compuesto oxigenado en
un producto que incluye una olefina ligera.
Las olefinas ligeras, definidas en la presente
invención como etileno, propileno, butileno y sus mezclas, sirven
como materias primas para la producción de numerosos e importantes
productos químicos y polímeros. Típicamente, las olefinas ligeras se
producen por desintegración de materias primas de petróleo. Debido
al suministro limitado de materias primas de petróleo competitivas,
las oportunidades de producir olefinas ligeras a un coste bajo a
partir de materias primas de petróleo son limitadas. Los esfuerzos
para desarrollar tecnologías de producción de olefinas ligeras
basadas en materias primas alternativas han aumentado.
Un tipo importante de materia prima alternativa
para la producción de olefinas ligeras es los compuestos
oxigenados, tal como, por ejemplo, alcoholes, particularmente
metanol y etanol, éter dimetílico, metil-etil-éter,
éter dietílico, carbonato de dimetilo y formiato de metilo. Muchos
de estos compuestos oxigenados pueden producirse por fermentación, o
a partir de gas de síntesis derivado de gas natural, líquidos de
petróleo, materiales carbonados, incluyendo carbón, plásticos
reciclados, residuos municipales, o cualquier material orgánico.
Debido a la amplia variedad de fuentes, el alcohol, los derivados
de alcohol, y otros compuestos oxigenados son prometedores como una
fuente no petrolífera y económica para la producción de olefinas
ligeras.
Como las olefinas ligeras son los productos
deseables, la investigación se ha centrado en métodos para
optimizar los rendimientos de olefinas ligeras. La investigación se
ha centrado también en métodos para reducir los subproductos no
deseados, particularmente, compuestos saturados ligeros, tales como
metano y etano, ya que resulta caro separar los compuestos
saturados ligeros de las olefinas ligeras. Por ejemplo, para
recuperar etileno, un tren de resuperación típico requiere una
cámara fría, un desmetanizador, un desetanizador, y un divisor de
etileno y etano.
La reacción que convierte los compuestos
oxigenados en olefinas es exotérmica y contribuye a un aumento
global de temperatura en un aparato reactor de conversión. Este
aumento de temperatura puede ocasionar un diferencial de temperatura
en el reactor. Un diferencial de temperatura se produce cuando la
temperatura en la parte del reactor en la que termina la reacción
es mayor que la temperatura en la parte del reactor en la que
comienza la reacción. Como las selectividades de los productos de la
reacción de conversión de un compuesto oxigenado en olefina son, al
menos en parte, dependientes de la temperatura, el aumento de
temperatura a lo largo del reactor afecta la lista de productos de
la reacción de conversión. A medida que aumenta la temperatura en
el reactor, aumenta la producción de compuestos saturados ligeros.
Se han utilizado varios métodos para eliminar o controlar el calor
de la reacción, con objeto de mantener la temperatura de la zona de
reacción en un intervalo deseado.
La Patente de los EE.UU. Nº 4.071.573, otorgada a
Owen et al., describe un método para realizar reacciones
químicas de heterocompuestos alifáticos, tales como alcoholes,
haluros, mercaptanos, sulfuros, aminas, éteres y compuestos
carbonílicos, con un catalizador de zeolita cristalino fluidizado, y
la regeneración de una porción del catalizador utilizado en la
operación con el catalizador fluido. El método descrito en la
patente otorgada a Owen et al., emplea un reciclado de
catalizador en cada una de las zonas de contacto con el
catalizador. Adicionalmente, se emplea un distribuidor de gas de
enfriamiento en el reactor para controlar más a fondo las
condiciones exotérmicas en el reactor. La distribución del
catalizador o gas de enfriamiento a zonas discretas del reactor
requiere equipamiento y controles adicionales, los cuales se añaden
al coste y complejidad del sistema reactor.
Otro método para mantener la temperatura en el
reactor es llevar a cabo la reacción de conversión a una velocidad
superficial gaseosa inferior a 1 metro por segundo. A velocidades
superficiales gaseosas inferiores a aproximadamente 1 metro por
segundo, la reacción de conversión de un compuesto oxigenado en
olefina transcurre a temperatura casi constante, esto es, en
condiciones isotérmicas, debido a un alto grado de mezcla total de
ambas fases sólida y gaseosa en la reacción. Sin embargo, a medida
que la velocidad superficial gaseosa se aproxima a un comportamiento
de flujo tubular, esto es, 1 m/s, la naturaleza isotérmica de la
reacción de conversión se pierde debido a una disminución en la
cantidad de mezcla total de las fases sólida y gaseosa, que tiene
lugar a medida que aumenta la velocidad superficial gaseosa. A
medida que las fases sólida y gaseosa se mueven a través del
reactor, la temperatura del reactor aumenta. Por ejemplo, la
Patente de los EE.UU. Nº 4.513.160, otorgada a Avidan, describe un
procedimiento para la conversión de alcoholes y compuestos
oxigenados en hidrocarburos en un reactor de lecho fluido
turbulento. Avidan describe que, cuando se utiliza un catalizador
de zeolita ZSM-5, el régimen turbulento se obtiene
cuando la velocidad de fluido superficial es de 0,15 a 2,13 m/s (de
0,5 a 7 pies por segundo). Véase la columna 7, líneas
23-65.
Por tanto, existe la necesidad en la técnica de
un método útil para mantener la temperatura de reacción deseada,
controlar el calor de la reacción, proporcionar buenos rendimientos
del producto deseado, y evitar la producción de subproductos no
deseados, tales como compuestos saturados ligeros y coque.
La presente invención soluciona las necesidades
actuales en la técnica proporcionando un método para convertir una
materia prima que incluye un compuesto oxigenado en un producto que
incluye una olefina ligera. El método de la presente invención se
lleva a cabo en un aparato reactor. Tal como se usa en la presente
invención, el término "aparato reactor" se refiere a un aparato
que incluye al menos un sitio en el que tiene lugar una reacción de
conversión de un compuesto oxigenado en una olefina. Tal como se
usa adicionalmente en la presente invención, el término "zona de
reacción" se refiere a la parte de un aparato reactor en la que
tiene lugar la reacción de conversión del compuesto oxigenado en
olefina, y se usa como sinónimo del término "reactor". De modo
deseable, el aparato reactor incluye una zona de reacción, una zona
de entrada y una zona de desacoplamiento. La "zona de entrada"
es la parte del aparato reactor en la que se introducen la materia
prima y el catalizador. La "zona de reacción" es la parte del
aparato reactor en la que la materia prima se pone en contacto con
el catalizador en condiciones eficaces para convertir la porción
oxigenada de la materia prima en un producto de olefinas ligeras.
La "zona de desacoplamiento" es la parte del aparato reactor
en la que el catalizador y cualesquier sólidos adicionales en el
reactor se separan de los productos. Típicamente, la zona de
reacción está situada entre la zona de entrada y la zona de
desacoplamiento.
El método de la presente invención comprende los
siguientes pasos: proporcionar una materia prima que incluye un
compuesto oxigenado; y poner en contacto la materia prima en un
aparato reactor con un catalizador que incluye un tamiz molecular
no zeolítico, teniendo lugar el contacto en condiciones eficaces
para convertir el compuesto oxigenado en un producto que incluye
una olefina ligera, incluyendo las condiciones una velocidad
superficial gaseosa de al menos 1 metro por segundo, en al menos un
punto en la zona de reacción. El método incluye un paso adicional de
recirculación de una primera porción del catalizador a la salida del
reactor para volver a contactar con la materia prima.
La velocidad superficial gaseosa, incluyendo
cualesquier diluyentes presentes en la materia prima base, se
mantiene a una tasa mayor que 1 metro por segundo (m/s) en
cualquier punto del reactor. De modo deseable, la velocidad
superficial gaseosa es mayor que 2 m/s en cualquier punto del
reactor. De modo más deseable, la velocidad superficial gaseosa es
mayor que 2,5 m/s en cualquier punto del reactor. De modo todavía
más deseable, la velocidad superficial gaseosa es mayor que 4 m/s en
cualquier punto del reactor. Lo más deseable es que la velocidad
superficial gaseosa sea mayor que 8 m/s en cualquier punto del
reactor.
El método de la presente invención puede llevarse
a cabo en un aparato reactor que tenga una zona de entrada, una
zona de reacción y una zona de desacoplamiento, estando situada la
zona de reacción entre la zona de entrada y la zona de
desacoplamiento. En este aparato reactor, una materia prima que
incluye un compuesto oxigenado se introduce en la zona de entrada;
la materia prima se pone en contacto en la zona de reacción con el
catalizador; el producto se separa del catalizador en la zona de
desacoplamiento; y la primera porción del catalizador se recircula
desde la zona de desacoplamiento hasta la zona de entrada.
En la presente invención, el tamiz molecular no
zeolítico es, de modo deseable, un tamiz molecular de
silicioaluminiofosfato.
Éstas y otras ventajas de la presente invención
resultarán evidentes a partir de la siguiente descripción
detallada, la figura adjuntada y las reivindicaciones que
acompañan.
La figura proporciona una serie de gráficas que
muestran el perfil de temperatura a lo largo del reactor para cada
uno de los casos descritos en el ejemplo.
Cuando se convierten compuestos oxigenados en un
producto de olefinas ligeras, es deseable maximizar la producción
de olefinas ligeras, y controlar, típicamente minimizar, la
producción de subproductos, tales como compuestos saturados ligeros
y compuestos de C_{5}^{+}. El método de la presente invención
consigue este resultado propiciando que un compuesto oxigenado se
ponga en contacto con un catalizador a una velocidad superficial
gaseosa de al menos 1 metro por segundo para aumentar la
selectividad de la reacción hacia las olefinas ligeras, y para
reducir la producción de subproductos no deseados. Adicionalmente,
en el método de la presente invención, una porción del catalizador
se recircula, de modo deseable, para volver a contactar con la
materia prima para controlar el calor producido por la reacción de
conversión exotérmica, de tal forma que la temperatura a la que se
lleva a cabo la reacción de conversión pueda mantenerse en el
intervalo deseado, esto es, de tal forma que pueda controlarse un
diferencial de temperatura en el reactor. Como resultado, la
presente invención proporciona un aumento del rendimiento de
olefinas ligeras y una disminución del rendimiento de
subproductos.
En el procedimiento de la presente invención, una
materia prima, que incluye un compuesto oxigenado y cualesquier
diluyentes, se pone en contacto en un reactor, o en una zona de
reacción, con un catalizador, en unas condiciones de proceso
eficaces para producir un producto que incluye olefinas ligeras.
Estas condiciones de proceso incluyen una temperatura, presión, WHSV
(velocidad espacial en peso por hora, del inglés "weight hourly
space velocitity"), velocidad superficial gaseosa eficaces, y,
opcionalmente, una cantidad eficaz de diluyente, correlacionadas
para producir olefinas ligeras. Estas condiciones de proceso se
describen a continuación en detalle.
Una condición importante del proceso del método
de la presente invención es la velocidad superficial gaseosa. Tal
como se usa en la presente invención y en las reivindicaciones, el
término "velocidad superficial gaseosa" se define como el
caudal volumétrico combinado de la materia prima base vaporizada,
incluyendo el diluyente que puede estar presente en la materia
prima base, y cualesquier productos de conversión, dividido por el
área transversal de la zona de reacción. Como el compuesto
oxigenado se convierte en un producto que incluye una olefina ligera
a la vez que fluye a través de la zona de reacción, la velocidad
superficial gaseosa puede variar en diferentes localizaciones
dentro de la zona de reacción, dependiendo del número total de
moles de gas presentes y la sección transversal de una localización
particular en la zona de reacción, temperatura, presión y otros
parámetros relevantes de la reacción. En una realización de la
presente invención, la velocidad superficial gaseosa se mantiene a
una tasa mayor que 1 metro por segundo (m/s) en al menos un punto en
la zona de reacción. De modo deseable, la velocidad superficial
gaseosa es mayor que aproximadamente 2 m/s en al menos un punto en
la zona de reacción. De modo más deseable, la velocidad superficial
gaseosa es mayor que aproximadamente 2,5 m/s en al menos un punto en
la zona de reacción. De modo todavía más deseable, la velocidad
superficial gaseosa es mayor que aproximadamente 4 m/s en al menos
un punto en la zona de reacción. Lo más deseable es que la
velocidad superficial gaseosa sea mayor que aproximadamente 8 m/s
en al menos un punto en la zona de reacción. De modo más deseable
con el presente inventor, la velocidad superficial gaseosa se
mantiene constante en la zona de reacción, de tal modo que la
velocidad superficial gaseosa se mantiene a una tasa mayor que 1
m/s en todos los puntos en la zona de reacción. De modo deseable, la
velocidad superficial gaseosa es mayor que aproximadamente 2 m/s en
todos los puntos en la zona de reacción. De modo más deseable, la
velocidad superficial gaseosa es mayor que aproximadamente 2,5 m/s
en todos los puntos en la zona de reacción. De modo todavía más
deseable, la velocidad superficial gaseosa es mayor que
aproximadamente 4 m/s en todos los puntos en la zona de reacción.
Lo más deseable es que la velocidad superficial gaseosa sea mayor
que aproximadamente 8 m/s en todos los puntos en la zona de
reacción.
El mantenimiento de la velocidad superficial
gaseosa a estas tasas aumenta la aproximación al comportamiento de
flujo tubular de los gases que fluyen en el reactor. A medida que
la velocidad superficial gaseosa aumenta por encima de 1 m/s, se
produce una reducción en la difusión axial o mezcla total de los
gases como resultado de una reducción en la recirculación interna
de los sólidos, que llevan gases consigo. (El comportamiento de
flujo tubular ideal tiene lugar cuando los elementos del reactivo
fluido homogéneo se mueven por el reactor como pistones que se
mueven paralelos al eje del reactor). La minimización de la mezcla
total de los gases en el reactor aumenta la selectividad hacia las
olefinas ligeras deseadas en la reacción de conversión de compuestos
oxigenados.
Cuando la velocidad superficial gaseosa se
aproxima a 1 m/s o mayor, una porción sustancial del catalizador en
el reactor puede arrastrarse con el gas a la salida del reactor.
Por tanto, para mantener al menos un comportamiento del gas cercano
al flujo tubular y condiciones casi isotérmicas en el reactor, el
método de la presente invención emplea también la recirculación de
una porción del catalizador a la salida del reactor para volver a
contactar con la materia prima. Esta recirculación puede tener
lugar dentro del aparato reactor, o bien fuera del aparato
reactor.
La masa de catalizador recirculando se utiliza
para controlar el diferencial de temperatura en el reactor, por
absorción de una parte del calor generado por la reacción de
conversión. La temperatura se controla controlando la cantidad de
catalizador que se recircula. Para la presente invención,
"diferencial de temperatura" se define como el cambio de
temperatura desde la zona de entrada a la salida del reactor. La
"salida" es la parte del reactor en la que los reactivos
(materia prima, catalizador y productos) pasan desde el reactor a
la zona de desacoplamiento. La temperatura de la zona de entrada se
calcula haciendo un balance del contenido calórico del catalizador
total más los sólidos no reactivos y el vapor total introducido en
la zona de entrada. Cualesquier efectos del calor sensible de la
materia prima líquida por sí misma se ignoran en el cálculo de la
temperatura de la zona de entrada o cualquier otra parte del
reactor, y solamente se considera el calor de vaporización una vez
que entra en el reactor, además de los impactos de calor sensible
de los vapores producidos a partir de la materia prima líquida. Se
asume que tiene lugar una conversión despreciable del compuesto
oxigenado y, por tanto, se genera un calor de reacción despreciable
en la zona de entrada, y la conversión y el calor de la reacción
solamente tienen lugar en una medida significativa en el reactor,
cuando el compuesto oxigenado se ha convertido en vapor.
En esta invención, el diferencial de temperatura
en la zona de reacción (reactor) se mantiene de modo deseable
inferior a 100ºC, que se define en la presente invención como el
límite superior de temperatura de las "condiciones casi
isotérmicas". De modo más deseable, el diferencial de temperatura
se mantiene inferior a 50ºC. Lo más deseable es que el diferencial
de temperatura se mantenga inferior a 30ºC. Resulta deseable
mantener un diferencial de temperatura lo más bajo posible para
crear condiciones que sean tan cercanas a las casi isotérmicas como
sea factible en la zona de reacción (reactor).
De modo deseable, la tasa de catalizador, que
comprende un tamiz molecular y cualesquier otros materiales tales
como aglutinantes, agentes de relleno, etc, recirculado para volver
a contactar con la materia prima es de 1 a 100 veces, de modo más
deseable de 10 a 80 veces y, lo más deseable, de 10 a 50 veces la
tasa total de alimentación de compuestos oxigenados al reactor. De
modo deseable, una porción del catalizador, que comprende un tamiz
molecular y cualesquier otros materiales tales como aglutinantes,
agentes de relleno, etc, se retira del reactor para su regeneración
y recirculación de nuevo en el reactor a una tasa de 0,1 veces a 10
veces, de modo más deseable de 0,2 a 5 veces, y, lo más deseable,
de 0,3 a 3 veces la tasa total de alimentación de compuestos
oxigenados al reactor.
De modo deseable, el catalizador, que comprende
un tamiz molecular y cualesquier otros materiales tales como
aglutinantes, agentes de relleno, etc, debe tener una capacidad
calórica de 0,1 a 1 cal/g-ºC, más preferiblemente de 0,1 a 0,8
cal/g-ºC, y, lo más preferible, de 0,2 a 0,5 cal/g-ºC.
La temperatura útil para convertir compuestos
oxigenados en olefinas ligeras varía en un amplio intervalo
dependiendo, al menos en parte, del catalizador, la fracción de
catalizador regenerado en una mezcla de catalizador, y la
configuración del aparato reactor y del reactor. Aunque la presente
invención no se limita a una temperatura en particular, los mejores
resultados se obtienen si el procedimiento se lleva a cabo a una
temperatura desde 200ºC a 700ºC, de modo deseable desde 250ºC a
600ºC, y, lo más deseable, desde 300ºC a 500ºC. Temperaturas
inferiores generalmente dan como resultado tasas inferiores de
reacción, y la tasa de formación de los productos de olefinas
ligeras deseados puede volverse notablemente más lenta. Sin embargo,
a temperaturas mayores que 700ºC, el procedimiento puede no formar
una cantidad óptima de productos de olefinas ligeras, y la tasa a la
que el coque y los compuestos saturados ligeros se forman sobre el
catalizador puede volverse demasiado alta.
Las olefinas ligeras se formarán, aunque no
necesariamente en cantidades óptimas, a un amplio intervalo de
presiones, incluyendo, pero sin limitarse a ellas, presiones
autógenas y presiones desde 0,1 kPa a 5 MPa. Una presión deseada es
desde 5 kPa a 1 MPa y, lo más deseable, desde 20 kPa a 500 kPa. Las
presiones anteriores no incluyen la del diluyente, si lo hay, y se
refieren a la presión parcial de la materia prima en lo que se
refiere a compuestos oxigenados y/o sus mezclas. Las presiones
fuera de los intervalos consignados pueden utilizarse y no se
excluyen del alcance de la invención. Los extremos inferior y
superior de presión pueden afectar desfavorablemente la
selectividad, conversión, tasa de formación de coque, y/o tasa de
reacción; sin embargo, las olefinas ligeras aún se formarán y, por
esta razón, estos extremos de presión se consideran parte de la
presente invención.
El procedimiento de la presente invención se
continúa durante un periodo de tiempo suficiente para producir las
olefinas ligeras deseadas. Puede alcanzarse una producción en
estado estacionario o estado semi-estacionario de
olefinas ligeras durante este periodo de tiempo, determinado en
gran medida por la temperatura de reacción, la presión, el
catalizador seleccionado, la cantidad de catalizador gastado
recirculado, el nivel de regeneración, la velocidad espacial en peso
por hora, la velocidad superficial, y otras características del
diseño del procedimiento seleccionadas.
Un amplio intervalo de WHSVs para la reacción de
conversión de compuestos oxigenados, definida como el peso de
compuesto oxigenado total que va a la zona de reacción por hora por
peso del tamiz molecular en el catalizador en la zona de reacción,
funcionan en la presente invención. El compuesto oxigenado total que
va a la zona de reacción incluye todo el compuesto oxigenado en
ambas fases vapor y líquida. Aunque el catalizador puede contener
otros materiales que actúan como agentes inertes, agentes de
relleno o aglutinantes, la WHSV se calcula usando solamente el peso
del tamiz molecular en el catalizador en la zona de reacción. La
WHSV es, de modo deseable, suficientemente alta para mantener el
catalizador en estado fluidizado en las condiciones de reacción y
en la configuración y diseño del reactor. Generalmente, la WHSV es
de 1 h^{-1} a 5000 h^{-1}, de modo deseable de 2 h^{-1} a 3000
h^{-1}, y, lo más deseable, de 5 h^{-1} a 1500 h^{-1}. Los
solicitantes han descubierto que el funcionamiento de la reacción
de conversión de compuesto oxigenado en olefina a una WHSV mayor que
20 h^{-1} reduce el contenido en metano de la lista de productos
de la reacción de conversión. Por tanto, la reacción de conversión
se hace funcionar de modo deseable a una WHSV de al menos 20 h^{-
1}. Para una materia prima que comprenda metanol, éter dimetílico,
o sus mezclas, la WHSV es, de modo deseable, al menos 20 h^{-1}
y, de modo más deseable, de 20 h^{-1} a 300 h^{-1}.
Se prefiere particularmente que las condiciones
de reacción para obtener olefinas a partir de un compuesto
oxigenado comprendan una WHSV de al menos 20 h^{-1} y una
Selectividad hacia Metano Normalizada Corregida con la Temperatura
(TCNMS, del inglés "Temperature Corrected Normalized Methane
Selectivity") inferior a aproximadamente 0,016. Tal como se usa
en la presente invención, la TCNMS se define como la Selectividad
hacia Metano Normalizada (NMS) cuando la temperatura es inferior a
400ºC. La NMS se define como el rendimiento de producto de metano
dividido por el rendimiento de producto de etileno, en la que cada
rendimiento se mide o se convierte a un porcentaje en peso. Cuando
la temperatura es de 400ºC o superior, la TCNMS se define por la
siguiente ecuación, en la que T es la temperatura media dentro del
reactor en ºC:
TCNMS =
\frac{NMS}{1+(((T-400)/400) x
14,84).}
La conversión del compuesto oxigenado debe
mantenerse suficientemente alta para evitar la necesidad de unos
niveles comercialmente inaceptables de reciclado de la materia
prima. Si bien se desea una conversión del compuesto oxigenado del
100% con el propósito de evitar completamente el reciclado de la
materia prima, una reducción de los subproductos no deseados se
observa frecuentemente cuando la conversión es del 98% o inferior.
Puesto que el reciclado de, como mucho, un 50% de la materia prima
puede ser comercialmente aceptable, se desean tasas de conversión
del 50% al 98%. Las tasas de conversión pueden mantenerse en este
intervalo, 50% a aproximadamente 98%, utilizando varios métodos
familiares para las personas con una experiencia normal en la
técnica. Ejemplos de éstos incluyen, pero sin limitarse a ellos,
ajustar uno o más de los siguientes parámetros: temperatura de
reacción; presión; caudal (velocidad espacial en peso por hora y/o
velocidad superficial gaseosa); tasa de recirculación del
catalizador; configuración del aparato reactor; configuración del
reactor; composición de la materia prima; cantidad de materia prima
líquida respecto a la materia prima en fase vapor (como se
discutirá más adelante); cantidad de catalizador recircularizado;
grado de regeneración del catalizador; y otros parámetros que
afectan a la conversión.
Durante la conversión de los compuestos
oxigenados en olefinas ligeras, se acumulan depósitos carbonados
sobre el catalizador utilizado para favorecer la reacción de
conversión. En algún momento, la acumulación de estos depósitos
carbonados causa una reducción en la capacidad del catalizador para
convertir la materia prima de compuestos oxigenados en las olefinas
ligeras. Llegado a este punto, el catalizador está parcialmente
desactivado. Cuando un catalizador no puede convertir por más
tiempo un compuesto oxigenado en un producto olefínico, se considera
que el catalizador está totalmente desactivado. Como un paso
opcional en el procedimiento de la presente invención, una porción
del catalizador se separa del aparato reactor y, al menos una
porción de la porción retirada del reactor, se regenera
parcialmente, si no totalmente, en un regenerador. Por regeneración
se entiende que los depósitos carbonados se eliminan al menos
parcialmente del catalizador. De modo deseable, la porción de
catalizador separada del reactor está, al menos, parcialmente
desactivada. La porción de catalizador que queda en el aparato
reactor se recircula sin regeneración. El catalizador regenerado,
con o sin enfriamiento, se devuelve seguidamente al reactor. De modo
deseable, la tasa de separación de la porción de catalizador para
regenerar es del 0,1% al 99% de la tasa del catalizador a la salida
del reactor. De modo más deseable, la tasa es del 0,2% al 50% y, lo
más deseable, del 0,5% al 5%.
De modo deseable, una porción del catalizador,
que comprende un tamiz molecular y cualesquier otros materiales
tales como aglutinantes, agentes de relleno, etc, se retira del
reactor para su regeneración y recirculación de nuevo en el reactor
a una tasa de 0,1 veces a 10 veces, de modo más deseable de 0,2 a 5
veces, y, lo más deseable, de 0,3 a 3 veces la tasa total de
alimentación de compuestos oxigenados al reactor. Estas tasas
pertenecen al catalizador que contiene solamente un tamiz molecular,
y no incluyen a los sólidos no reactivos. La tasa de los sólidos
totales, esto es, catalizador y sólidos no reactivos, retirados del
reactor para su regeneración y recirculación de nuevo en el reactor
variará estas tasas en proporción directa al contenido en sólidos
no reactivos de los sólidos totales.
De modo deseable, la regeneración del catalizador
se lleva a cabo en presencia de un gas que comprende oxígeno u
otros oxidantes. Ejemplos de otros oxidantes incluyen, pero sin
limitarse necesariamente a ellos, O_{2} singlete, O_{3},
SO_{3}, N_{2}O, NO, NO_{2}, N_{2}O_{5}, y sus mezclas. El
aire y el aire diluido con nitrógeno o CO_{2} son gases de
regeneración deseados. La concentración de oxígeno en el aire puede
reducirse a un nivel controlado para minimizar el
sobrecalentamiento, o la creación de lugares muy calientes, en el
regenerador. El catalizador puede regenerarse también en
condiciones reductoras con hidrógeno, mezclas de hidrógeno y
monóxido de carbono, u otros gases reductores adecuados.
El catalizador puede regenerarse utilizando
cualquiera entre varios métodos - discontinuo, continuo,
semicontinuo - o una combinación de los mismos. Un método deseado es
la regeneración del catalizador en continuo. De modo deseable, el
catalizador se regenera hasta que quede un nivel de coque del 0,01%
en peso al 15% en peso del peso del catalizador.
La temperatura de regeneración del catalizador
debe ser de 250ºC a 750ºC, y, de modo deseable, de 500ºC a 700ºC.
Como la reacción de regeneración tiene lugar a una temperatura
considerablemente mayor que la reacción de conversión del compuesto
oxigenado, puede ser deseable enfriar al menos una porción del
catalizador regenerado a una temperatura inferior antes de mandarlo
de nuevo al reactor. Puede utilizarse un intercambiador de calor
localizado externamente al regenerador para eliminar algo de calor
del catalizador después de que haya sido separado del regenerador.
Cuando el catalizador regenerado se enfría, es deseable enfriarlo a
una temperatura que es desde 200ºC mayor a 200ºC inferior que la
temperatura del catalizador separado del reactor. De modo más
deseable, se enfría a una temperatura de 10ºC a 200ºC inferior que
la temperatura del catalizador separado del reactor. Este
catalizador enfriado puede devolverse seguidamente bien a alguna
parte del aparato reactor, al regenerador del catalizador o a ambos.
Cuando el catalizador regenerado, procedente del regenerador, se
devuelve al aparato reactor, puede devolverse a la zona de
desacoplamiento, la zona de reacción y/o la zona de entrada. Puede
devolverse también a un conducto que recircula el catalizador desde
la zona de desacoplamiento a la zona de entrada. La introducción
directa o indirecta del catalizador enfriado en el reactor o el
regenerador sirve para reducir la temperatura media en el reactor
o
regenerador.
regenerador.
De modo deseable, la regeneración del catalizador
se lleva a cabo, al menos parcialmente, con catalizador desactivado
que se ha separado primero de los materiales orgánicos más
fácilmente separables en un separador o cámara de separación. Esta
separación puede conseguirse haciendo pasar un gas separador sobre
el catalizador gastado a temperatura elevada. Los gases adecuados
para la separación incluyen vapor, nitrógeno, helio, argón, metano,
CO_{2}, CO, hidrógeno, y sus mezclas. Un gas preferido es el
vapor. La velocidad espacial gaseosa por hora (GHSV, del inglés,
"gas hourly space velocity", basada en volumen de gas con
respecto a volumen de catalizador y coque) del gas separador es de
0,1 h^{-1} a 20.000 h^{-1}. Las temperaturas aceptables de
separación son de 250ºC a 750ºC, y, de modo deseable, de 350ºC a
675ºC.
El procedimiento de la presente invención para
convertir compuestos oxigenados en olefinas ligeras emplea una
materia prima que incluye un compuesto oxigenado. Tal como se usa
en la presente invención, el término "compuesto oxigenado" se
define como que incluye, pero sin limitarse necesariamente a ellos,
hidrocarburos que contienen oxígeno, tales como los siguientes:
alcoholes alifáticos, éteres, compuestos carbonílicos (aldehídos,
cetonas, ácidos carboxílicos, carbonatos, y similares), y sus
mezclas. El resto alifático debe contener, de modo deseable, en el
intervalo de uno a diez átomos de carbono y, de modo más deseable,
en el intervalo de uno a cuatro átomos de carbono. Los compuestos
oxigenados representativos incluyen, pero sin limitarse
necesariamente a ellos, alcoholes alifáticos de cadenas lineales o
ramificadas inferiores, y sus homólogos insaturados. Ejemplos de
compuestos oxigenados adecuados incluyen, pero sin limitarse
necesariamente a ellos, los siguientes: metanol; etanol; n-
propanol; isopropanol; alcoholes C_{4} - C_{10};
metil-etil-éter; éter dimétilico; éter dietílico;
éter diisopropílico; formiato de metilo; formaldehído; carbonato de
dimetilo; carbonato de metilo y etilo; acetona; y sus mezclas. De
modo deseable, el compuesto oxigenado utilizado en la reacción de
conversión se selecciona del grupo que consta de metanol, éter
dimetílico y sus mezclas. De modo más deseable, el compuesto
oxigenado es metanol. La carga total de materia prima en el aparato
reactor puede contener componentes adicionales, tales como
diluyentes.
Pueden introducirse uno o más diluyentes en la
zona de reacción con los compuestos oxigenados, de tal forma que la
mezcla de materia prima total comprenda diluyente en el intervalo
del 1% en moles al 99% en moles. Los diluyentes que pueden
emplearse en el procedimiento incluyen, pero sin limitarse
necesariamente a ellos, helio, argón, nitrógeno, monóxido de
carbono, dióxido de carbono, hidrógeno, agua, parafinas, otros
hidrocarburos (tales como metano), compuestos aromáticos, y sus
mezclas. Los diluyentes deseados incluyen, pero sin limitarse
necesariamente a ellos, agua y nitrógeno.
El catalizador adecuado para catalizar la
reacción de conversión de compuesto oxigenado en olefina de la
presente invención incluye un tamiz molecular y mezclas de tamices
moleculares. Los tamices moleculares pueden ser zeolíticos
(zeolitas) o no zeolíticos (no zeolitas). Pueden formarse también
catalizadores útiles a partir de mezclas de tamices moleculares
zeolíticos y no zeolíticos. De modo deseable, el catalizador
incluye un tamiz molecular no zeolítico. Los tamices moleculares
deseados para utilizar en el procedimiento de la presente invención
incluyen tamices moleculares de poro "pequeño" y
"mediano". Los tamices moleculares de "poro pequeño" se
definen como tamices moleculares con poros que tienen un diámetro
inferior a 5,0 \ring{A}. Los tamices moleculares de "poro
mediano" se definen como tamices moleculares con poros que tienen
un diámetro de 5,0 \ring{A} a 10,0 \ring{A}.
Los tamices moleculares zeolíticos útiles
incluyen, pero sin limitarse a ellos, mordenita, chabasita,
erionita, ZSM-5, ZSM-34,
ZSM-48 y sus mezclas. Los métodos para preparar
estos tamices moleculares son conocidos en la técnica y no
necesitan discutirse aquí. Los tipos estructurales de tamices
moleculares de poro pequeño que son adecuados para utilizar en esta
invención incluyen AEI, AFT, APC, ATN, ATT, ATV, AWW, BIK, CAS, CHA,
CHI, DAC, DDR, EDI, ERI, GOO, KFI, LEV, LOV, LTA, MON, PAU, PHI,
RHO, ROG, THO, y sus formas sustituidas. Los tipos estructurales de
tamices moleculares de poro mediano que son adecuados para utilizar
en esta invención incluyen MFI, MEL, MTW, EUO, MTT, HEU, FER, AFO,
AEL, TON, y sus formas sustituidas. Estos tamices moleculares de
poro pequeño y mediano se describen con mayor detalle en el
"Atlas of Zeolite Structural Types", W.M. Meier y D.H. Olsen,
Butterworth Heineman, 3ª ed., 1997, la descripción detallada de los
cuales se incorpora explícitamente en la presente invención por su
referencia.
Los silicioaluminiofosfatos ("SAPOs") son un
grupo de tamices moleculares no zeolíticos que son útiles en la
presente invención. Los SAPOs comprenden una estructura organizada
cristalina microporosa tridimensional de unidades tetraédricas de
[SiO_{2}], [AlO_{2}] y [PO_{2}]. La forma en que el Si se
incorpora a la estructura puede determinarse por ^{29}Si MAS NMR.
Véase Blackwell y Patton, J. Phys. Chem., 92, 3965 (1988).
Los tamices moleculares SAPO deseados mostrarán uno o más picos en
el análisis de ^{29}Si MAS NMR, con un desplazamiento químico
[(Si)] entre -88 y -96 ppm, y con un área de los picos combinados en
el intervalo de al menos un 20% del área de pico total de todos los
picos con un desplazamiento químico [(Si)] entre -88 ppm y -115
ppm, cuando los desplazamientos químicos [(Si)] se refieren a
tetrametilsilano (TMS) externo.
Se desea que el tamiz molecular de
silicioaluminiofosfato utilizado en esta invención tenga una
relación Si/Al_{2} relativamente baja. En general, cuanto menor
es la relación Si/Al_{2}, menor es la selectividad hacia los
compuestos saturados C_{1} - C_{4}, particularmente la
selectividad hacia propano. Es deseable una relación Si/Al_{2}
inferior a 0,65, siendo preferida una relación Si/Al_{2} no mayor
que 0,40, y siendo particularmente preferida una relación
Si/Al_{2} no mayor que 0,32. Una relación Si/Al_{2} no mayor
que 0,20 es la más preferida.
Los tamices moleculares de silicioaluminiofosfato
se clasifican generalmente como materiales microporosos que tienen
estructuras de anillo de 8, 10 ó 12 miembros. Estas estructuras de
anillo pueden tener un tamaño de poro medio en el intervalo de 3,5
a 15 \ring{A}. Se prefieren los tamices moleculares SAPO de poro
pequeño que tienen un tamaño de poro medio en el intervalo de 3,5 a
5 \ring{A}, más preferiblemente de 4,0 a 5,0 \ring{A}. Estos
tamaños de poro son los típicos de tamices moleculares que tienen
anillos de 8 miembros.
En general, los tamices moleculares de
silicioaluminiofosfato comprenden una estructura molecular de
unidades tetraédricas de [SiO_{2}], [AlO_{2}] y [PO_{2}] que
comparten vértice. Este tipo de estructura es eficaz en la
conversión de varios compuestos oxigenados en productos
olefínicos.
Las unidades tetraédricas de [PO_{2}] en la
estructura organizada del tamiz molecular de esta invención pueden
proporcionarse mediante una variedad de composiciones. Ejemplos de
estas composiciones que contienen fósforo incluyen ácido fosfórico,
fosfatos orgánicos tales como fosfato de trietilo, y
aluminiofosfatos. Las composiciones que contienen fósforo se mezclan
con silicio reactivo y las composiciones que contienen aluminio, en
las condiciones apropiadas para formar el tamiz molecular.
Las unidades tetraédricas de [AlO_{2}] en la
estructura organizada pueden proporcionarse mediante una variedad
de composiciones. Ejemplos de estas composiciones que contienen
aluminio incluyen alcóxidos de aluminio tales como isopropóxido de
aluminio, fosfatos de aluminio, hidróxido de aluminio, aluminato de
sodio y pseudobohemita. Las composiciones que contienen aluminio se
mezclan con silicio reactivo y las composiciones que contienen
fósforo, en las condiciones apropiadas para formar el tamiz
molecular.
Las unidades tetraédricas de [SiO_{2}] en la
estructura organizada pueden proporcionarse mediante una variedad
de composiciones. Ejemplos de estas composiciones que contienen
silicio incluyen soles de sílice y alcóxidos de silicio tales como
ortosilicato de tetraetilo. Las composiciones que contienen silicio
se mezclan con aluminio reactivo y las composiciones que contienen
fósforo, en las condiciones apropiadas para formar el tamiz
molecular.
Los tamices moleculares de silicioaluminiofosfato
adecuados incluyen SAPO- 5, SAPO-8,
SAPO-11, SAPO-16,
SAPO-17, SAPO-18,
SAPO-20, SAPO-31,
SAPO-34, SAPO-35,
SAPO-36, SAPO-37,
SAPO-40, SAPO-41,
SAPO-42, SAPO-44,
SAPO-47, SAPO-56, las formas que
contienen metales de los mismos, y sus mezclas. Se prefieren
SAPO-18, SAPO-34,
SAPO-35, SAPO-44 y
SAPO-47, particularmente SAPO-18 y
SAPO-34, incluyendo las formas que contienen metales
de los mismos, y sus mezclas. Tal como se usa en la presente
invención, el término mezcla es sinónimo de combinación y se
considera una composición de materia que tiene uno o más componentes
en proporciones variables, sea cual sea su estado físico.
Si se desea, pueden mezclarse materiales
adicionales de tamices moleculares formadores de olefinas con el
catalizador de silicioaluminiofosfato. Existen varios tipos de
tamices moleculares, cada uno de los cuales muestra propiedades
diferentes. Los tipos estructurales de tamices moleculares de poro
pequeño que son adecuados para utilizar en esta invención incluyen
AEI, AFT, APC, ATN, ATT, ATV, AWW, BIK, CAS, CHA, CHI, DAC, DDR,
EDI, ERI, GOO, KFI, LEV, LOV, LTA, MON, PAU, PHI, RHO, ROG, THO, y
sus formas sustituidas. Los tipos estructurales de tamices
moleculares de poro mediano que son adecuados para utilizar en esta
invención incluyen MFI, MEL, MTW, EUO, MTT, HEU, FER, AFO, AEL,
TON, y sus formas sustituidas. Los tamices moleculares preferidos
que pueden combinarse con un catalizador de silicioaluminiofosfato
incluyen ZSM-5, ZSM-34, erionita y
chabasita.
Los SAPOs sustituidos forman una clase de tamices
moleculares conocidos como "MeAPSOs", que son también útiles en
la presente invención. Los procedimientos para preparar MeAPSOs son
conocidos en la técnica. Los SAPOs con sustituyentes, tales como los
MeAPSOs, también pueden ser adecuados para utilizar en la presente
invención. Los sustituyentes adecuados, "Me", incluyen, pero
sin limitarse necesariamente a ellos, níquel, cobalto, manganeso,
zinc, titanio, estroncio, magnesio, bario y calcio. Los
sustituyentes pueden incorporarse durante la síntesis de los
MeAPSOs. Alternativamente, los sustituyentes pueden incorporarse
después de la síntesis de SAPOs o MeAPSOs utilizando muchos métodos.
Estos métodos incluyen, pero sin limitarse necesariamente a ellos,
intercambio iónico, humedad incipiente, mezclado en seco, mezclado
en húmedo, mezclado mecánico, y sus combinaciones.
Los MeAPSOs deseados son MeAPSOs de poro pequeño,
que tienen un tamaño de poro inferior a aproximadamente 5
\ring{A}. Los MeAPSOs de poro pequeño incluyen, pero sin
limitarse necesariamente a ellos, NiSAPO-34,
CoSAPO-34, NiSAPO-17,
CoSAPO-17, y sus mezclas.
Los aluminiofosfatos (ALPOs) con sustituyentes,
también conocidos como "MeAPOs", son otro grupo de tamices
moleculares que pueden ser adecuados para utilizar en la presente
invención, siendo los MeAPOs deseados los MeAPOs de poro pequeño.
Los procedimientos para preparar MeAPOs son conocidos en la técnica.
Los sustituyentes adecuados incluyen, pero sin limitarse
necesariamente a ellos, níquel, cobalto, manganeso, zinc, titanio,
estroncio, magnesio, bario y calcio. Los sustituyentes pueden
incorporarse durante la síntesis de los MeAPOs. Alternativamente,
los sustituyentes pueden incorporarse después de la síntesis de
ALPOs o MeAPOs utilizando muchos métodos. Estos métodos incluyen,
pero sin limitarse necesariamente a ellos, intercambio iónico,
humedad incipiente, mezclado en seco, mezclado en húmedo, mezclado
mecánico, y sus combinaciones.
El tamiz molecular puede incorporarse también a
una composición sólida, preferiblemente partículas sólidas, en las
que el tamiz molecular está presente en una cantidad eficaz para
catalizar la reacción de conversión deseada. Las partículas sólidas
pueden incluir una cantidad catalíticamente eficaz del tamiz
molecular y material de matriz, preferiblemente al menos uno entre
un material de relleno y un material aglutinante, para proporcionar
una propiedad o propiedades deseadas, por ejemplo, una dilución del
catalizador deseada, resistencia mecánica y similares, a la
composición sólida. Tales materiales de matriz son, a menudo, en
cierta medida porosos por naturaleza, y a menudo tienen algo de
actividad catalítica no selectiva para favorecer la formación de
productos no deseados, y pueden ser o pueden no ser eficaces para
favorecer la conversión química deseada. Tales materiales de matriz,
por ejemplo, el agente de relleno y el aglutinante, incluyen, por
ejemplo, sustancias sintéticas y existentes en la naturaleza,
óxidos metálicos, arcillas, sílices, alúminas,
sílice-alúminas, sílice-magnesias,
sílice-zirconias, sílice-torias,
sílice- berilias, sílice-titanias,
sílice-alúmina-torias,
sílice-alúmina-zirconias, y mezclas
de estos materiales.
La composición del catalizador sólido comprende
preferiblemente del 1% al 99%, más preferiblemente del 5% al 90%, y
aún más preferiblemente del 10% al 80%, en peso de tamiz molecular;
y una cantidad del 1% al 99%, más preferiblemente del 5% al 90%, y
aún más preferiblemente del 10% al 80%, en peso de material de
matriz.
La preparación de las composiciones de
catalizador sólido, por ejemplo, partículas sólidas, que comprenden
el tamiz molecular y el material de matriz, es convencional y bien
conocida en la técnica y, por tanto, no se discute aquí con
detalle.
El catalizador puede contener además
aglutinantes, agentes de relleno, u otro material para proporcionar
un mejor funcionamiento del catalizador, resistencia a la atrición,
regenerabilidad, y otras propiedades deseadas. De modo deseable, el
catalizador es fluidizable en las condiciones de reacción. El
catalizador debe tener tamaños de partículas desde 20 \mum a
3.000 \mum, de modo deseable desde 30 \mum a 200 \mum, y de
modo más deseable desde 50 \mum a 150 \mum. El catalizador
puede someterse a una variedad de tratamientos para conseguir las
características físicas y químicas deseadas. Tales tratamientos
incluyen, pero sin limitarse necesariamente a ellos, calcinación,
molienda en molino de bolas, molienda, trituración, secado por
pulverización, tratamiento hidrotérmico, tratamiento ácido,
tratamiento básico, y sus combinaciones.
Como métodos adicionales para controlar el calor
generado por la reacción de conversión y, subsiguientemente, el
diferencial de temperatura en el reactor, la presente invención
puede incluir uno o más o todos los siguientes pasos: proporcionar
una porción de la porción de compuesto oxigenado de la materia prima
al reactor en forma líquida; proporcionar al menos una porción del
diluyente al reactor en forma líquida; y proporcionar sólidos no
reactivos al aparato reactor.
Cuando una porción de la materia prima se
proporciona en forma líquida, la porción líquida de la materia prima
puede ser compuesto oxigenado, diluyente o bien una mezcla de
ambos. La porción líquida de la materia prima puede inyectarse
directamente en el reactor, o arrastrarse o meterse de otra forma en
el reactor con la porción de vapor de la materia prima o un
gas/diluyente portador adecuado. Proporcionando una porción de la
materia prima (compuesto oxigenado y/o diluyente) en fase líquida,
el diferencial de temperatura en el reactor puede controlarse aún
más. El calor exotérmico de la reacción de conversión del compuesto
oxigenado es absorbido parcialmente por el calor endotérmico de la
vaporización de la porción líquida de la materia prima. Controlar
la proporción de materia prima líquida a materia prima en fase
vapor introducida en el reactor permite, por tanto, el control del
diferencial de temperatura en el reactor. La introducción de
materia prima líquida en el reactor actúa conjuntamente con la
recirculación del catalizador y los sólidos no reactivos,
proporcionando otra variable independiente para mejorar el control
global del diferencial de temperatura en el reactor.
La cantidad de materia prima proporcionada en
forma líquida, tanto si se introduce separadamente o junto con la
materia prima en fase vapor, es del 0,1 % en peso al 85% en peso
del contenido de compuesto oxigenado total más diluyente en la
materia prima. De modo más deseable, el intervalo es del 1% en peso
al 75% en peso del compuesto oxigenado total más diluyente en la
materia prima, y, lo más deseable, el intervalo es del 5% en peso
al 65% en peso. Las porciones líquida y vapor de la materia prima
pueden tener la misma composición, o pueden contener proporciones
variables de compuestos oxigenados diferentes o iguales y diluyentes
iguales o diferentes. Un diluyente líquido particularmente eficaz es
el agua, debido a su calor de vaporización relativamente alto, que
hace posible un mayor impacto en el diferencial de temperatura del
reactor con una tasa relativamente pequeña. Otros diluyentes útiles
se describen anteriormente. La selección apropiada de la
temperatura y presión de cualquier compuesto oxigenado y/o diluyente
apropiados que se introduzca en el reactor asegurará que al menos
una porción esté en fase líquida cuando entra en el reactor y/o se
pone en contacto con el catalizador o una porción en fase vapor de
la materia prima y/o diluyente.
Opcionalmente, la fracción líquida de la materia
prima puede dividirse en porciones e introducirse en la zona de
entrada y en múltiples localizaciones a lo largo del reactor. Esto
puede hacerse bien con la materia prima oxigenada, bien con el
diluyente, o con ambos. Típicamente, esto se realiza con la porción
de diluyente de la materia prima. Otra opción es proporcionar un
inyector que introduzca la fracción líquida total de la materia
prima en la zona de entrada o reactor, de tal manera que el
inyector forme gotitas líquidas con una distribución de tamaños
apropiada que, cuando se arrastran con el gas y los sólidos
introducidos en la zona de entrada o reactor, se vaporizan
gradualmente a lo largo del reactor. Cualquiera de estos
dispositivos, o una combinación de los mismos, puede utilizarse
para controlar mejor el diferencial de temperatura en el reactor.
Los medios para introducir múltiples puntos de materia prima
líquida en un reactor o diseñar un inyector para materia prima
líquida para controlar la distribución del tamaño de las gotitas
son bien conocidos en la técnica y no se discuten aquí.
Los sólidos no reactivos que no contienen tamiz
molecular pueden mezclarse con los sólidos del catalizador, y
utilizarse en el reactor, y recircularse hacia el reactor y
regenerador. Estos sólidos no reactivos tienen la misma capacidad
que el catalizador para proporcionar masa inerte para controlar el
calor generado por la reacción de conversión, pero son
sustancialmente inertes a efectos de conversión de compuestos
oxigenados. Los materiales adecuados para utilizar como sólidos no
reactivos son metales, óxidos de metales, y sus mezclas. Los
materiales particularmente adecuados son los utilizados como
matrices para la formulación del catalizador, por ejemplo, agentes
de relleno y aglutinantes tales como sílices y alúminas, entre
otros, y sus mezclas. De modo deseable, los sólidos no reactivos
deben tener una capacidad calórica de 0,05 a 1 cal/g-ºC, más
preferiblemente de 0,1 a 0,8 cal/g-ºC, y, lo más preferible, de 0,1
a 0,5 cal/g-ºC. Además, de modo deseable, la proporción de masa de
sólidos no reactivos a catalizador es de 0,01 a 10, de modo más
deseable de 0,05 a 5.
De modo deseable, la tasa de catalizador, que
comprende un tamiz molecular y cualesquier otros materiales tales
como aglutinantes, agentes de relleno, etc, más los sólidos no
reactivos recirculados para volver a contactar con la materia prima
es de 1 a 100 veces, de modo más deseable de 10 a 80 veces, y, lo
más deseable, de 10 a 50 veces la tasa total de alimentación de
compuestos oxigenados al reactor.
El experto en la técnica apreciará que los
sólidos no reactivos pueden también regenerarse con el catalizador
de la manera descrita anteriormente.
El procedimiento de la presente invención se
lleva a cabo de modo deseable en un aparato reactor que comprende
una zona de entrada, una zona de reacción y una zona de
desacoplamiento. Cuando el procedimiento de esta invención se
realiza en este tipo de aparato reactor, al menos una porción del
catalizador/sólidos se recircula desde la zona de desacoplamiento a
la zona de entrada para mantener el reactor en condiciones casi
isotérmicas. Al menos una porción de la materia prima en fase vapor
se mezcla seguidamente con el catalizador/sólidos en la zona de
entrada y se dirige a la zona de reacción, en la que tiene lugar la
reacción de conversión del compuesto oxigenado en olefina.
Opcionalmente, una porción de materia prima líquida y/o diluyente de
la materia prima total, o varias subporciones de la misma, pueden
dirigirse a la zona de entrada y/o a una o más localizaciones en la
zona de reacción. Con este aparato, el catalizador/sólidos puede
recircularse bien dentro del aparato reactor, o externamente al
aparato reactor, cuando el catalizador/sólidos se recircula desde la
zona de desacoplamiento a la zona de entrada y/o la zona de
reacción. Tal como se ha descrito también, una porción adicional
del catalizador/sólidos puede retirarse opcionalmente del aparato
reactor y enviarse a un regenerador para regenerar el catalizador.
El catalizador/sólidos del regenerador puede devolverse a cualquiera
de las tres zonas, o puede dirigirse a un conducto que sirve para
recircular el catalizador/sólidos desde la zona de desacoplamiento
a la zona de entrada o zona de reacción.
El siguiente ejemplo se presenta como ilustrativo
de la presente invención, y no se pretende que limite la presente
invención de ninguna manera.
Un aparato reactor de la presente invención se
diseña y se hace funcionar con una velocidad superficial gaseosa de
2 metros por segundo, introduciendo un flujo tubular sustancial
característico del gas que fluye en el reactor, acompañado de un
diferencial de temperatura entre las zonas de entrada y salida del
reactor. Una porción sustancial del catalizador y los sólidos de la
zona de salida se recirculan hacia la zona de entrada, junto con el
catalizador y los sólidos de un regenerador.
Con referencia a la Tabla 1, cantidades variables
de materia prima de metanol líquida y en fase vapor sustancialmente
pura, agua líquida y en fase vapor sustancialmente pura, catalizador
y sólidos no reactivos, se introducen en la zona de entrada del
aparato reactor en condiciones variables, Casos I - VI. Se muestra
también el estado resultante correspondiente de los materiales
mezclados en la entrada del reactor, la temperatura de la zona de
entrada. Esas condiciones de entrada se determinan ignorando la
capacidad calórica de la materia prima de metanol líquida, puesto
que el aparato reactor se diseña para asegurar la vaporización a lo
largo de todo el reactor, a la vez que permite que el vapor y el
sólido, más o menos instantáneamente, alcancen una temperatura
común equilibrada basada en el balance de calor imperante
utilizando las propiedades que se muestran en la Tabla 2.
Finalmente, se proporciona el estado combinado de los materiales a
la salida del reactor, en relación con las condiciones en la zona de
entrada para los seis casos, de nuevo calculando el balance
calórico utilizando las propiedades de la Tabla 3. En todos los
casos el balance de presión del reactor es idéntico, y la reacción
transcurre hasta consumir el 100% del metanol.
Para cada uno de los casos, en la Figura se
muestra una gráfica del perfil de temperatura a lo largo del
reactor. Para cada gráfica, el punto del 0% de la longitud total
del reactor es la zona de entrada del reactor, y el punto del 100%
de la longitud total del reactor es la zona de salida del reactor,
descritas anteriormente. Para cada caso, se deja que el diseño del
reactor asegure alcances idénticos de conversión y la vaporización
de la materia prima de metanol líquida a lo largo del reactor, tal
como se muestra en la Figura.
Para el Caso I/Gráfica I, el 100% de la materia
prima de metanol está en forma de vapor. El diferencial de
temperatura es de 23ºC.
Para el Caso II/Gráfica II, las condiciones del
reactor son todas las mismas que en el Caso I, excepto que la tasa
de los sólidos catalizadores recirculados se aumenta en un 50%
sobre el Caso I. Los niveles de conversión de metanol se mantienen
igual que en el Caso I aumentando la proporción de aglutinante y
agente de relleno en el sólido catalizador recirculado, de tal
forma que la tasa de tamiz molecular activo en el reactor se
mantenga constante. Obsérvese que el diferencial de temperatura es
ahora de 16ºC, mostrando que el método de esta invención que
controla la recirculación del catalizador, controlará la
aproximación a un funcionamiento isotérmico en el reactor,
proporcionando en este caso un funcionamiento más isotérmico que en
el Caso I.
Para el Caso III/Gráfica III, las condiciones del
reactor son todas las mismas que en el Caso I, excepto que la
materia prima de metanol se cambia de tal forma que el 24% está en
forma líquida. El diferencial de temperatura es ahora de 17ºC,
mostrando que el método de esta invención que controla la proporción
de materia prima en el reactor en forma líquida, controlará la
aproximación a un funcionamiento isotérmico en el reactor,
proporcionando en este caso un funcionamiento más isotérmico que en
el Caso I.
Para el Caso IV/Gráfica IV, las condiciones del
reactor son todas las mismas que en el Caso I, excepto que se
proporciona una cantidad de agua líquida de aproximadamente el 12%
de la tasa total de materia prima de metanol a la zona de entrada.
El diferencial de temperatura es ahora de 17ºC, mostrando que el
método de esta invención que controla la proporción de líquido
total en el reactor, controlará la aproximación a un funcionamiento
isotérmico en el reactor, proporcionando en este caso un
funcionamiento más isotérmico que en el Caso I.
Para el Caso V/Gráfica V, las condiciones del
reactor son todas las mismas que en el Caso I, excepto que una
cantidad de sólidos inertes de aproximadamente el 25% de la tasa de
catalizador en el Caso I se hace circular junto con el catalizador.
Los sólidos se diseñan para tener aproximadamente las mismas
propiedades que el catalizador en términos de tamaño de partícula,
capacidad calórica, densidad etc. El diferencial de temperatura es
ahora de 19ºC, mostrando que el método de esta invención que
controla la recirculación de sólidos inertes y catalizador,
controlará la aproximación a un funcionamiento isotérmico en el
reactor, proporcionando en este caso un funcionamiento más
isotérmico que en el Caso I.
Para el Caso VI/Gráfica VI, las condiciones del
reactor son todas las mismas que en el Caso I, excepto que la tasa
de sólidos inertes se aumenta en aproximadamente un 25% sobre el
Caso I, y aproximadamente un 12% de la materia prima de metanol se
proporciona en forma líquida. Los niveles de conversión de metanol
se mantienen iguales que en el Caso I aumentando la proporción de
aglutinante y agente de relleno en el sólido catalizador circulado,
de tal forma que la tasa de tamiz molecular activo en el reactor se
mantenga constante. El diferencial de temperatura es ahora de 16ºC,
mostrando que el método de esta invención, que controla la
recirculación de catalizador en conjunción con un control de la
proporción de materia prima en forma líquida, controlará la
aproximación a un funcionamiento isotérmico en el reactor,
proporcionando en este caso un funcionamiento más isotérmico que en
el Caso I.
Este ejemplo ilustra la capacidad inesperada de
este régimen de flujo de aproximarse a las condiciones isotérmicas
en un sistema de reactor adiabático, y una flexibilidad inusual del
control de la temperatura dentro del reactor. La recirculación del
catalizador y los sólidos y la materia prima líquida y el diluyente
actúan de manera cooperativa y sinérgica para alcanzar un bajo
diferencial de temperatura en la zona de reacción, permitiendo así
los ajustes necesarios de una variable que está desviada
compensando los ajustes de la otra.
En el procedimiento de la presente invención, los
compuestos oxigenados preferidos son metanol, éter dimetílico y sus
mezclas. El método para preparar el producto olefínico preferido en
esta invención puede incluir el paso adicional de preparar
composiciones de compuestos oxigenados a partir de hidrocarburos
tales como aceite, carbón, arena de alquitrán, esquisto, biomasa y
gas natural. Los métodos para preparar las composiciones son
conocidos en la técnica. Estos métodos incluyen la fermentación de
la biomasa a alcohol o éter, e incluye también preparar gas de
síntesis y convertir seguidamente el gas de síntesis en alcohol o
éter. El gas de síntesis puede producirse por métodos conocidos
tales como reformación a vapor, reformación autotermal y oxidación
parcial.
Un experto en la técnica apreciará que las
olefinas producidas mediante la reacción de conversión de la
presente invención pueden polimerizarse para formar poliolefinas.
Los procedimientos para formar poliolefinas a partir de olefinas
son conocidos en la técnica. Se prefieren los procedimientos
catalíticos. Particularmente preferidos son los sistemas
catalíticos con metaloceno, de Ziegler/Natta y ácido. Antes de
someterse a un procedimiento de polimerización, los productos
olefínicos se recuperan de entre los productos de la reacción de
conversión.
Además de las poliolefinas, pueden formarse otros
muchos derivados olefínicos a partir de las olefinas producidas
mediante la reacción de conversión de la presente invención o de
las olefinas recuperadas de ella. Éstos incluyen, pero sin
limitarse a ellos, aldehídos, alcoholes, ácido acético, olefinas
alfa lineales, acetato de vinilo, dicloruro de etileno y cloruro de
vinilo, etilbenceno, óxido de etileno, cumeno, alcohol
isopropílico, acroleína, cloruro de alilo, óxido de propileno, ácido
acrílico, cauchos de etileno y propileno, y acrilonitrilo, y
trímeros y dímeros de etileno, propileno o butilenos. Los métodos
de preparación de estos derivados son bien conocidos en la técnica,
y, por tanto, no se discuten aquí.
Claims (26)
1. Un método para convertir una materia prima que
incluye un compuesto oxigenado en un producto que incluye una
olefina ligera, comprendiendo dicho método:
proporcionar una materia prima que incluye un
compuesto oxigenado; y
poner en contacto dicha materia prima en una zona
de reacción de un aparato reactor con un catalizador que incluye un
tamiz molecular no zeolítico, teniendo lugar dicho contacto en
condiciones eficaces para convertir dicho compuesto oxigenado en un
producto que incluye una olefina ligera, incluyendo dichas
condiciones una velocidad superficial gaseosa de al menos un metro
por segundo en al menos un punto en dicha zona de reacción y
recircular una primera porción de dicho
catalizador a la salida del reactor para volver a contactar con
dicha materia prima.
2. El método de la reivindicación 1, en el que la
primera porción de catalizador se recircula para volver a contactar
con la materia prima a una tasa que es de 1 a 100 veces la tasa
total de alimentación de compuestos oxigenados al reactor.
3. El método de la reivindicación 2, en el que la
primera porción de catalizador se recircula para volver a contactar
con la materia prima a una tasa que es de 10 a 80 veces la tasa
total de alimentación de compuestos oxigenados al reactor.
4. El método de la reivindicación 3, en el que la
primera porción de catalizador se recircula para volver a contactar
con la materia prima a una tasa que es de 10 a 50 veces la tasa
total de alimentación de compuestos oxigenados al reactor.
5. El método de las reivindicaciones 1 a 4 que
incluye además al menos un paso seleccionado del grupo que consta
de los siguientes: proporcionar una porción de dicha materia prima
a dicho aparato reactor en forma líquida; proporcionar sólidos no
reactivos a dicho aparato reactor; y proporcionar un diluyente
líquido a dicho aparato reactor.
6. El método de la reivindicación 5 en el que
dicho al menos un paso comprende proporcionar sólidos no reactivos
a dicho aparato reactor y dicho método incluye además los pasos de
retirar una segunda porción de dicho catalizador y sólidos no
reactivos de dicho aparato reactor; regenerar al menos una porción
de dicha segunda porción de dicho catalizador y dichos sólidos no
reactivos retirados de dicho aparato reactor para formar un porción
regenerada de catalizador y sólidos no reactivos; y devolver dicha
porción regenerada de dicho catalizador y dichos sólidos no
reactivos a dicho aparato reactor.
7. El método de la reivindicación 5 en el que
dicho al menos un paso comprende proporcionar un diluyente líquido
a dicho aparato reactor en una pluralidad de posiciones en dicho
aparato reactor.
8. El método de cualquiera de las
reivindicaciones precedentes que incluye además los pasos de retirar
una segunda porción de dicho catalizador de dicho aparato reactor;
regenerar al menos una porción de dicha segunda porción de dicho
catalizador retirado de dicho aparato reactor para formar un porción
regenerada de catalizador; y devolver dicha porción regenerada de
dicho catalizador a dicho aparato reactor.
9. El método de cualquiera de las
reivindicaciones 2 a 8 en el que dicha recirculación de dicha
primera porción de dicho catalizador mantiene un diferencial de
temperatura en dicha zona de reacción inferior a 100ºC.
10. El método de la reivindicación 9 en el que
dicha recirculación de dicha primera porción de dicho catalizador
mantiene dicho diferencial de temperatura en dicha zona de reacción
inferior a 50ºC.
11. El método de la reivindicación 10 en el que
dicha recirculación de dicha primera porción de dicho catalizador
mantiene dicho diferencial de temperatura en dicha zona de reacción
inferior a 30ºC.
12. El método de la reivindicación 6 que incluye
además, antes del paso de devolver dicha porción regenerada de dicho
catalizador y dichos sólidos no reactivos a dicho aparato reactor,
el paso de enfriar dicho catalizador regenerado y dichos sólidos no
reactivos a una temperatura que es desde 200ºC superior a 200ºC
inferior que la temperatura de dicha segunda porción de dicho
catalizador y dichos sólidos no reactivos retirados de dicho aparato
reactor.
13. El método de la reivindicación 8 que incluye
además, antes del paso de devolver dicha porción regenerada de dicho
catalizador a dicho aparato reactor, el paso de enfriar dicha al
menos una porción de dicho catalizador regenerado a una temperatura
que es desde 200ºC superior a 200ºC inferior que la temperatura de
dicho catalizador retirado de dicho aparato reactor.
14. El método de cualquiera de las
reivindicaciones precedentes en el que dicho método para convertir
materia prima que contiene un compuesto oxigenado en una olefina
ligera se lleva a cabo en un aparato reactor que tiene una zona de
entrada, una zona de reacción y una zona de desacoplamiento, estando
dicha zona de reacción situada entre dicha zona de entrada y dicha
zona de desacoplamiento; dicha materia prima que incluye un
compuesto oxigenado se proporciona a dicha zona de entrada; dicha
materia prima se pone en contacto en dicha zona de reacción con
dicho catalizador; dicho producto se separa de dicho catalizador en
dicha zona de desacoplamiento; y dicha primera porción de dicho
catalizador se recircula desde dicha zona de desacoplamiento hacia
dicha zona de entrada.
15. El método de la reivindicación 14 en el que
dicha porción regenerada de dicho catalizador y sólidos no
reactivos se devuelven bien a dicha zona de entrada, a dicha zona
de reacción, o a dicha zona de desacoplamiento.
16. El método de la reivindicación 15 que incluye
además los pasos de: retirar una segunda porción de dicho
catalizador en dicha zona de desacoplamiento de dicho aparato
reactor; regenerar al menos una porción de dicha segunda porción de
dicho catalizador retirado de dicho aparato reactor para formar una
porción regenerada de catalizador; y devolver dicha porción
regenerada de dicho catalizador a dicho aparato reactor.
17. El método de la reivindicación 16 en el que
dicha porción regenerada de dicho catalizador se devuelve bien a
dicha zona de entrada, a dicha zona de reacción, o a dicha zona de
desacoplamiento.
18. El método de cualquiera de las
reivindicaciones precedentes en el que dicho tamiz molecular no
zeolítico es un tamiz molecular de silicioaluminiofosfato.
19. El método de cualquiera de las
reivindicaciones precedentes en el que dicha velocidad superficial
gaseosa es mayor que 2 metros por segundo en al menos un punto en
dicha zona de reacción.
20. El método de cualquiera de las
reivindicaciones precedentes en el que dicha velocidad superficial
gaseosa es mayor que 2,5 metros por segundo en al menos un punto en
dicha zona de reacción.
21. El método de cualquiera de las
reivindicaciones precedentes en el que dicha velocidad superficial
gaseosa es mayor que 4 metros por segundo en al menos un punto en
dicha zona de reacción.
22. El método de cualquiera de las
reivindicaciones precedentes en el que dicha velocidad superficial
gaseosa es mayor que 8 metros por segundo en al menos un punto en
dicha zona de reacción.
23. El método de cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 18 en el que dicha velocidad superficial
gaseosa es mayor que 2 metros por segundo en cualquier punto en
dicha zona de reacción.
24. El método de cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 18 en el que dicha velocidad superficial
gaseosa es mayor que 2,5 metros por segundo en cualquier punto en
dicha zona de reacción.
25. El método de cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 18 en el que dicha velocidad superficial
gaseosa es mayor que 4 metros por segundo en cualquier punto en
dicha zona de reacción.
26. El método de cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 18 en el que dicha velocidad superficial
gaseosa es mayor que 8 metros por segundo en cualquier punto en
dicha zona de reacción.
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