ES2271424T3 - Procedimiento para la alquilacion de benceno. - Google Patents
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Abstract
Un procedimiento para la alquilación de benceno contenido en una nafta ligera, que comprende las etapas de: (a) alimentar (1) una corriente de nafta que contiene benceno, olefinas, diole- finas, acetilenos y compuestos de azufre orgánicos, y (2) hidrógeno, hasta un primer reactor de columna de destilación, en el que dichos compuestos de azufre orgánicos se hidrogenan hasta H2S, que se elimina como productos de la parte superior junto con productos finales ligeros, y los materiales más pesados y el C5 se eliminan como fondos, (b) alimentar dichos fondos, que contienen benceno y olefinas, e hidrógeno adicional, a un segundo reactor de columna de destilación, en el que dichas olefinas, diolefinas y acetilenos se hidrogenan hasta alcanos, y el material de C6 y el material más ligero se separa como un segundo producto de la parte superior, del material más pesado y de C7, los cuales se recogen como fondos; (c) alimentar dichos segundos productos de la parte superior, junto con una olefina seleccionada del grupo que consiste en etileno y propileno, a un tercer reactor de columna de destilación, en el que el benceno reacciona con dicha olefina para pro- ducir un producto alquilado, y dicho producto alquilado se separa como un tercer pro- ducto de fondos procedente del resto de dicho material de C5 y C6, que se recoge co- mo productos superiores a partir de dicho tercer reactor de columna de destilación.
Description
Procedimiento para la alquilación de
benceno.
La presente invención se refiere a un
procedimiento para la alquilación de benceno contenido en una
corriente de nafta ligera. Más particularmente, la invención se
refiere a un procedimiento en el que la alimentación que contiene
olefinas se hidrogena para eliminar las olefinas, y después a la
alquilación del benceno con tipos y cantidades controlados de
olefinas. El procedimiento también se define pretratando corrientes
de refinería que contienen azufre mediante hidrodesulfuración de
cualquier azufre orgánico contenido en la corriente. Todas las
etapas del procedimiento se pueden llevar a cabo en reactores de
columnas de destilación, para aprovechar ese modo de
funcionamiento.
El etilbenceno y el cumeno se producen
actualmente mediante la reacción de benceno y la olefina respectiva,
es decir, etileno o propileno, mediante catálisis ácida. En algunos
procedimientos conocidos, el catalizador es muy corrosivo y tiene
una vida relativamente corta, por ejemplo AlCl_{3},
H_{3}PO_{4} sobre arcilla, BF_{3} sobre alúmina, y otros
requieren una regeneración periódica, por ejemplo tamices
moleculares. Además, la exotermia de la reacción y la tendencia a
producir un benceno polisustituido requieren bajas conversiones de
benceno por pasada, con un gran volumen de reciclaje en
procedimientos convencionales.
Para superar muchas de las desventajas de los
procedimientos convencionales, se ha desarrollado un procedimiento
en el que la reacción de la olefina con benceno se lleva a cabo
concurrentemente con separación de los productos mediante
destilación fraccionada. Una realización de ese proceso se describe
en la patente de los EE.UU. 5.243.115, que utiliza un sistema de
reacción en el que los componentes del sistema de reacción son
separables concurrentemente mediante destilación, usando las
estructuras catalíticas como estructuras de destilación. Tales
sistemas se describen diversamente en las patentes de EE.UU.
4.215.011; 4.232.177; 4.242.530; 4.250.052; 4.302.356; y
4.307.254.
Además, en las patentes de EE.UU. n^{os}
4.443.559 y 5.348.710, que se incorporan aquí, se describe una
variedad de estructuras catalíticas para este uso.
La reducción del contenido de plomo de las
gasolinas, y el uso de compuestos antidetonación de plomo han
conducido a una investigación en busca de otras vías para mejorar
el número de octano de los componentes de mezclamiento para la
gasolina. Las alternativas a los usos de compuestos antidetonación
de plomo son aditivos de procesamiento químicos y el uso de otros
aditivos.
Un procedimiento habitual, usado desde hace
mucho tiempo por la industria de las refinerías para mejorar la
nafta bruta hasta gasolina de octanaje elevado, es el reformado
catalítico. Debido a la multiplicidad de los compuestos en la nafta
bruta, las reacciones reales que se producen en el reformado
catalítico son numerosas. Sin embargo, algunos de los muchos
productos resultantes son compuestos arílicos o aromáticos, todos
los cuales muestran números de octano elevados. Los compuestos
arílicos producidos dependen de los materiales de partida que, en
una refinería, están controlados por el intervalo de ebullición de
la nafta usada y la fuente de petróleo bruto. El producto
"reformado" procedente de un proceso de reformado catalítico se
denomina habitualmente reformado, y a menudo se separa en dos
fracciones mediante destilaciones convencionales: un reformado
ligero, que tiene un intervalo de ebullición de aproximadamente
46-121ºC, y un reformado pesado, que tiene un
intervalo de ebullición de aproximadamente
121-177ºC. Los compuestos arílicos en cada fracción
dependen de este modo de sus puntos de ebullición. El reformado
ligero contiene compuestos arílicos de bajo punto de ebullición o
más ligeros, por ejemplo benceno y tolueno.
El reformado ligero es aquella porción que
comprende componentes más ligeros y benceno. Ahora, el modelo
complejo de gasolina requiere una importante reducción del
contenido de benceno de la gasolina, a la vez que mantiene el
octanaje de la gasolina. Un medio eficaz para lograr esto es
alquilar el benceno; sin embargo, las corrientes olefínicas para
este fin pueden ser caras o se pueden emplear de otra manera.
El benceno también está contenido en cantidades
apreciables en otras corrientes de refinería tales como nafta de
destilación directa y, en menor grado, nafta procedente de
craqueadores catalíticos. El método convencional para producir
benceno para la reacción de alquilación ha sido la extracción con
disolvente del benceno a partir de tales corrientes de refinería
mezcladas, seguido de la destilación para separar el benceno de los
compuestos aromáticos de mayor punto de ebullición, tales como
tolueno y xilenos que también están presentes en las corrientes
extraídas. Adicionalmente, se debe gastar una cantidad considerable
de energía para separar el disolvente de los compuestos aromáticos
extraídos.
En la patente de los EE.UU. 5.082.990 se ha
sugerido la alquilación del benceno contenido en una nafta
procedente de una unidad de reformado catalítico, documento el cual
también sugiere utilizar la reacción/destilación concurrente
descrita previamente. Sin embargo, la alquilación del benceno es
simplemente para reducir la concentración de benceno para
satisfacer los requisitos de EPA esperados, y para mejorar el
octanaje. Las olefinas usadas para la alquilación están contenidas
en otra corriente de refinería mixta que generalmente consiste en un
gas emitido procedente de una unidad de craqueo catalítico. La
mezcla de olefinas, junto con la mezcla de compuestos aromáticos,
conduce a una mezcla compleja de productos que pueden incluir
tolueno alquilado y productos dialquilados. Esto no es un problema
en el procedimiento descrito, puesto que el fin es producir
gasolina.
Más recientemente, se ha encontrado que una
causa importante de la desactivación catalítica en procedimientos
de alquilación aromática es la presencia de concentraciones elevadas
de olefina. Se ha determinado que existe una relación exponencial
entre la concentración de olefina y la vida del catalizador. De este
modo, claramente, la alquilación requiere un control cuidadoso del
reaccionante olefínico. Además, la desactivación es más rápida con
olefinas superiores, por encima de C_{4}.
El benceno procedente del craqueo catalítico o
del vapor contiene una cantidad apreciable de olefinas. Las
olefinas de mayor punto de ebullición son productos insaturados de
cadenas superiores, los cuales pueden reaccionar con los compuestos
aromáticos o con sí mismos. Independientemente de la fuente, la
reacción de estos compuestos olefínicos superiores es indeseable
debido a que carbonizan y ensucian el catalizador, provocando el
envejecimiento acelerado del catalizador.
Un problema asociado con el uso de nafta de
destilación directa o de nafta procedente de un proceso de craqueo
catalítico o de vapor es que la nafta puede contener contaminantes
de azufre, tales como tiofeno, que están en el intervalo de
ebullición del benceno en naftas craqueadas, o mercaptanos en nafta
de destilación directa. El tiofeno es un contaminante indeseado
tanto en el etilbenceno como en el cumeno. Los contaminantes de
azufre, tales como se pueden encontrar en una nafta de destilación
directa directamente procedente de una columna de destilación de
petróleo, también pueden ser mercaptanos que son venenos para los
catalizadores de la hidrogenación de olefinas.
Es una ventaja de la presente invención que el
benceno en una nafta de destilación directa se alquile a etilbenceno
o cumeno sin la etapa adicional de extracción del disolvente.
Es otra ventaja de la presente invención que las
olefinas en la corriente de nafta de destilación directa se
hidrogenen para aumentar la vida del catalizador.
Es otra ventaja de la presente invención que se
elimine el azufre orgánico de la fracción de nafta antes de la
hidrogenación, para evitar el envenenamiento del catalizador.
De forma resumida, la presente invención es un
procedimiento para la alquilación de compuestos aromáticos, en
particular benceno, contenidos en una nafta ligera, que comprende
tratar la nafta para eliminar los materiales insaturados, que
comprenden olefinas, diolefinas y acetilenos, y después alquilar el
benceno para producir etilbenceno o cumeno. A fin de proteger el
catalizador de la hidrogenación y mejorar de otro modo los
materiales para uso como componentes de la gasolina, las
alimentaciones que contienen compuestos de azufre se tratan
preferiblemente para eliminarlos, por ejemplo mediante
hidrodesulfuración.
Cada etapa del procedimiento, por ejemplo la
hidrogenación de los productos insaturados y la alquilación, se
lleva a cabo preferiblemente en un reactor de columna de
destilación, para aprovechar la reacción concurrente y la
destilación en cada reactor.
La alimentación olefínica a la reacción de
alquilación se añade preferiblemente por debajo del lecho del
catalizador de la alquilación, permitiendo de ese modo el
mezclamiento de los agentes reaccionantes antes de entrar en
contacto con el lecho del catalizador.
También, a fin de lograr una elevada
selectividad por la monoalquilación (que es un aspecto preferido de
la presente invención), hay un gran exceso del compuesto aromático
orgánico frente a la olefina, en el reactor, en el intervalo de 2 a
100 moles de arilo, preferiblemente al menos 50, por mol de
olefina.
La Fig. 1 es un diagrama de flujo en forma
esquemática de la invención.
Según la presente invención, la alimentación de
nafta ligera que contiene compuestos de azufre se somete a
hidrodesulfuración en un primer reactor de columna de destilación,
que recoge H_{2}S y los productos de la cabeza de extremos
ligeros. Los fondos desulfurados se recogen en una segunda torre que
actúa como un depurador de hexanos, recogiendo C_{6} y material
más ligero que contiene productos de cabeza bencénicos, a la vez
que satura las olefinas, diolefinas y acetilenos. Los C_{7} y los
materiales más pesados se recogen como fondos. Los productos de
cabeza se alimentan a una tercera torre de destilación que contiene
un catalizador adecuado para la alquilación del benceno con etileno
o propileno. El producto alquilado, ya sea etilbenceno o cumeno, se
elimina como fondos, y el material que no ha reaccionado, de menor
punto de ebullición, se elimina como producto de cabeza. Si no hay
azufre en la nafta, por ejemplo una nafta reformada, no se usa la
primera torre.
La fuente del producto aromático puede proceder
de un procedimiento de craqueo catalítico o de una destilación
directa (nafta de destilación directa). La nafta ligera procedente
de los procesos de craqueo catalítico o de vapor contiene más de
las olefinas más pesadas y además cantidades apreciables de
compuestos de azufre orgánicos, predominantemente mercaptanos y
algunos tiofenos. En particular, el tiofeno se considera un
contaminante del benceno y de productos bencénicos.
La fuente de olefina puede ser una corriente
relativamente pura, o procede de FCCU como se define anteriormente.
En el craqueo catalítico fluido, se combina una corriente de
"gasoil" pesado, que tiene un intervalo de ebullición de
aproximadamente 315º-704ºC con una sustancia catalítica fina,
habitualmente un material zeolítico, a temperaturas elevadas,
alrededor de 482º-566ºC, que rompe o craquea los hidrocarburos de
cadena más larga hasta hidrocarburos de cadena más corta. Se
produce cierta cantidad de gas, dependiendo la cantidad de la
gravedad del craqueo, siendo también el gas rico en compuestos
insaturados, es decir, etileno, propenos, y butenos. Puesto que los
compuestos tienen un valor, habitualmente se recuperan y se usan o
se venden separadamente. Sin embargo, la separación del compuesto
insaturado o de la olefina da como resultado un "gas de
desecho" que tiene un contenido de olefina de hasta 10 por
ciento en moles. Este gas de desecho se usa normalmente como
combustible en calentadores de refinería. Esta corriente también es
adecuada como fuente de olefinas para la alquilación descrita
aquí.
El gas de desecho de FCCU contiene una variedad
de olefinas sin recuperar, sin embargo los compuestos olefínicos
preponderantes son etileno, propileno (propenos) y butenos. El resto
del gas está formado por diversos hidrocarburos saturados. El
contenido típico total de olefinas es 42,1 por ciento, dividido en
etileno, 11,1 por ciento; propeno, 30,6 por ciento; y butenos y
superiores, 0,4 por ciento.
En cualquier caso, los compuestos olefínicos
contenidos en el gas de desecho siempre tendrán un punto de
ebullición menor que las olefinas superiores de la nafta
ligera.
Tras la hidrodesulfuración, la nafta y el
hidrógeno se alimentan por debajo de una zona de
hidrogenación/destilación, en un reactor de columna de destilación.
La relación en moles de hidrógeno a olefina, en la nafta, es
alrededor de 10 a 1, preferiblemente 1,5 a 1. Los compuestos
olefínicos se combinan con hidrógeno en presencia del catalizador
de hidrogenación, para saturar sustancialmente todo el material
olefínico. Las condiciones en la zona de hidrogenación son tales
que las olefinas se hidrogenan, pero permanecen los compuestos
aromáticos. El reactor de columna de destilación se hace funcionar
como un compuesto que elimina los productos de C_{6} y el material
más ligero que contiene el benceno como productos de cabeza. Los
C_{7} y materiales más pesados se eliminan como fondos. El
material de los fondos se puede hacer pasar sobre el conjunto de
mezclamiento de gasolina, o se puede enviar a una unidad de
hidrodesalquilación para la producción adicional de benceno.
La corriente de hidrocarburo que contiene
olefinas junto con una corriente de hidrógeno, a una presión parcial
de hidrógeno operativa de al menos alrededor de 0,69 kPa (0,1 psia
hasta menos de 483 kPa (70 psia), preferiblemente menor que 345 kPa
(50 psia), se alimenta a un reactor de columna de destilación. Se
pueden usar presiones totales muy bajas para resultados óptimos en
algunas de las actuales hidrogenaciones, preferiblemente en el
intervalo de 345-1035 kPa por encima de la presión
atmosférica (50 a 150 psig), con los mismos resultados
excelentes.
Los catalizadores que son útiles en la reacción
de hidrogenación utilizada en la invención incluyen los metales del
Grupo VIII. Se puede usar cualquier catalizador de hidrogenación
adecuado, por ejemplo los metales del Grupo VIII de la Tabla
Periódica de los Elementos, como el componente catalítico principal,
solo o con promotores y modificadores tales como paladio/oro,
paladio/plata, cobalto/circonio, platino, níquel preferiblemente
depositado sobre un soporte tal como alúmina, ladrillo refractario,
piedra pómez, carbón, sílice, resina o similar.
Generalmente, los metales se depositan como los
óxidos sobre un soporte de alúmina. Los soportes generalmente son
extrusados o esferas de pequeño diámetro. El catalizador se debe
preparar entonces en forma de una estructura de destilación
catalítica. La estructura de destilación catalítica debe ser capaz
de funcionar como catalizador y como medio de transferencia de
masa. El catalizador debe estar adecuadamente soportado y espaciado
en la columna para actuar como una estructura de destilación
catalítica. En una realización preferida, el catalizador está
contenido en una estructura de malla de alambre tejida, como se
describe en la patente de los EE.UU. nº 5.266.546, que se incorpora
aquí como referencia. En las patentes de EE.UU. 4.731.229, 5.073.236
y 5.431.890, que también se incorporan aquí como referencia, se
describen otras estructuras de destilación catalítica útiles para
este fin.
La presente invención lleva a cabo las
hidrogenaciones en una columna empaquetada con el catalizador, que
se puede apreciar que contiene una fase de vapor y cierta fase
líquida como en cualquier destilación. El reactor de columna de
destilación se hace funcionar a una presión de tal forma que la
mezcla de reacción hierve en el lecho del catalizador (condiciones
de destilación).
El presente procedimiento para la saturación de
olefinas funciona a una presión de la parte superior de dicho
reactor de columna de destilación en el intervalo entre 0 y 2315 kPa
por encima de la presión atmosférica, preferiblemente 1725 kPa por
encima de la presión atmosférica, adecuadamente 241 hasta 828 kPa
por encima de la presión atmosférica, y temperaturas en dicha zona
del fondo de la reacción de destilación en el intervalo de 66 hasta
110ºC, preferiblemente 79-93ºC, por ejemplo
79-82ºC, a las presiones parciales de hidrógeno
requeridas. La velocidad espacial horaria en peso de alimentación
(WHSV), que se entiende aquí que significa el peso unitario de
alimentación por hora que entra en la columna de la reacción de
destilación, por unidad de peso de catalizador en las estructuras
de destilación catalítica, puede variar a lo largo de un intervalo
muy amplio dentro de los otros parámetros de la condición, por
ejemplo 0,1 hasta 35 h^{-1}.
En el procedimiento actual, la temperatura se
controla haciendo funcionar el reactor a una presión dada, para
permitir la vaporización parcial de la mezcla de reacción. El calor
exotérmico de la reacción se disipa así mediante el calor latente
de vaporización de la mezcla. La porción vaporizada es recogida como
productos de la parte superior, y una porción del material
condensable se condensa y se devuelve a la columna como reflujo.
El líquido que fluye hacia abajo provoca una
condensación adicional dentro del reactor, como es normal en
cualquier destilación. El contacto del líquido que se condensa,
dentro de la columna, proporciona una excelente transferencia de
masa para disolver el hidrógeno dentro del líquido de la reacción, y
la transferencia concurrente de la mezcla de reacción a los sitios
catalíticos. Se piensa que este modo de funcionamiento de
condensación da como resultado la conversión y selectividad
excelentes del actual procedimiento, y permite menores presiones
parciales de hidrógeno y temperaturas del reactor señaladas. Un
beneficio adicional que puede ganar esta reacción a partir de la
destilación catalítica es el efecto de lavado que el reflujo interno
proporciona al catalizador, reduciendo así la acumulación y la
cocción del polímero. El reflujo interno puede variar a lo largo del
intervalo de 0,2 hasta 20 L/D (peso del líquido justo debajo del
lecho catalítico/peso del destilado) para dar excelentes
resultados.
Los productos del fondo procedentes del segundo
reactor de la columna de destilación se alimentan a una tercera
columna de destilación, que sirve como el alquilador. El tercer
reactor de columna de destilación contiene una estructura de
destilación catalítica en la porción superior, que es un catalizador
ácido contenido en un recipiente de estructura de destilación
adecuado. Tanto los fondos procedentes del segundo reactor de
columna de destilación como la olefina, ya sea etileno o propileno,
se alimentan por debajo del lecho catalítico. También, a fin de
lograr una elevada selectividad por la monosustitución (que es un
aspecto preferido de la presente invención), existe un gran exceso
de benceno a la olefina en el reactor, en el intervalo de 2 hasta
100 moles de benceno por mol de olefina, esto es, la relación de
alimentación molar neta de benceno a olefina puede estar próxima a
1:1, aunque el sistema se hace funcionar para mantener un exceso
molar sustancial de benceno a olefina en la zona de reacción. El
benceno dentro de la corriente reacciona con etileno o propileno
para formar el producto alquilado deseado - etilbenceno o cumeno. El
producto alquilado se elimina como producto del fondo, y el material
sin reaccionar se elimina por la parte superior. Los catalizadores
ácidos adecuados incluyen tamices moleculares (tamices moleculares)
y resinas de intercambio catiónico.
Más específicamente, el empaquetamiento del
catalizador de tipo tamiz molecular o de tipo resina de intercambio
catiónico es de una naturaleza tal que permite que fluya el vapor a
través del lecho, y aún proporcione una superficie específica
suficiente para el contacto catalítico, como se describe en las
patentes de los Estados Unidos n^{os} 4.215.011, 4.302.356 y
4.443.559, previamente señaladas, que se incorporan aquí en su
totalidad. El empaquetamiento del catalizador se realiza
preferiblemente en la porción superior del reactor de columna de
destilación, más preferiblemente ocupando alrededor de un tercio
hasta una mitad de la columna, y extendiéndose sustancialmente
hasta su extremo superior.
El éxito de la destilación catalítica reside en
la comprensión de los principios asociados con la destilación. En
primer lugar, debido a que la reacción se produce concurrentemente
con la destilación, el producto de reacción inicial se elimina de
la zona de reacción tan rápidamente como se forme. La eliminación
del producto de alquilación minimiza la polisustitución, la
descomposición del producto de la alquilación, y/o la
oligomerización de la olefina. En segundo lugar, debido a que la
mezcla de reacción está hirviendo, la temperatura de la reacción se
controla mediante el punto de ebullición de la mezcla, a la presión
del sistema. El calor de la reacción crea simplemente más
ebullición, pero no aumenta en temperatura. En tercer lugar, la
reacción tiene una fuerza de puesta en marcha mayor, debido a que
los productos de la reacción se han eliminado y no pueden contribuir
a una reacción inversa (Principio de Le Chatelier).
Como resultado, se puede lograr una gran
cantidad de control sobre la velocidad de reacción y la distribución
de los productos regulando la presión del sistema. También, el
ajuste de la producción (tiempo de permanencia = velocidad espacial
horaria del líquido) da un control adicional de la distribución del
producto y del grado de conversión de la olefina. La temperatura en
el reactor se determina mediante el punto de ebullición de la
mezcla líquida presente a cualquier presión dada. La temperatura en
las porciones inferiores de la columna reflejará la constitución
del material en esa parte de la columna, que será mayor que en la
parte superior; esto es, a presión constante, un cambio en la
temperatura del sistema indica un cambio en la composición en la
columna. Para cambiar la temperatura, se cambia la presión. El
control de la temperatura en la zona de reacción se controla así
mediante la presión; aumentando la presión, se aumenta la
temperatura en el sistema, y viceversa. También se puede apreciar
que, en la destilación catalítica, al igual que en cualquier
destilación, hay tanto una fase líquida (reflujo interno) como una
fase de vapor. De este modo, los agentes reaccionantes están
parcialmente en fase líquida, lo que permite una concentración más
densa de moléculas para la reacción, mientras que el
fraccionamiento concurrente separa el producto y los materiales sin
reaccionar, proporcionando los beneficios de un sistema de fase
líquida (y un sistema de fase de vapor), a la vez que evita el
perjuicio de tener todos los componentes del sistema de reacción
continuamente en contacto con el catalizador, lo que limitaría la
conversión hacia el equilibrio de los componentes del sistema de la
reacción.
En la Fig. 1 se puede observar un esquema del
proceso global. Se alimenta una nafta de C_{5} de 400ºF, que
contiene aromáticos, olefinas y alcanos, vía una tubería de
circulación 101, a una primera columna 110 de destilación. La
primera destilación sirve como un reactor de desulfuración, para
eliminar H_{2}S y productos ligeros por la parte superior 102. La
zona 128 de la reacción de destilación contiene un catalizador de
hidrodesulfuración, preparado como una estructura de destilación.
El hidrógeno, vía la tubería 104, se alimenta al reactor
concurrentemente con el hidrocarburo. El material de C_{5} y el
material más pesado se recoge como fondos procedentes de la columna
110 de destilación, vía la tubería 107, y se combinan con el
hidrógeno procedente de la tubería de flujo 103 en la tubería de
flujo 105, para alimentar a un reactor 130 de columna de destilación
por debajo de una zona 132 de reacción de destilación, que contiene
un catalizador de hidrogenación preparado como una estructura de
destilación catalítica. Las olefinas, diolefinas y acetilenos se
saturan mientras que quedan aromáticos insaturados.
Los hidrocarburos de C_{7} y los hidrocarburos
más pesados se recogen como fondos procedentes de la torre 130, vía
la tubería 109. La fracción de C_{5} y C_{6} se recoge por la
parte superior 131 hasta un condensador/acumulador 136/137 que
permite que se purgue el exceso de hidrógeno. Una porción de la
fracción líquida de la parte superior se devuelve como reflujo a la
columna 130, y una porción se alimenta, vía una tubería 111, hasta
la torre 140 por debajo de una zona 134 de reacción de destilación,
que contiene un catalizador de alquilación preparado como una
estructura de destilación catalítica. La olefina apropiada, etileno
o propileno, se alimenta vía la tubería 121. El producto alquilado,
ya sea etilbenceno o cumeno, que tiene un punto de ebullición mayor
que la alimentación, se elimina como fondos mediante la tubería 119.
El material sin reaccionar sale por la parte superior, vía la
tubería 135, y se condensa y acumula en un condensador/acumulador
138/139, y una porción se devuelve a la columna 140 como reflujo, y
se elimina una porción por la parte superior, vía una tubería de
flujo 117. Cuales quiera productos polialquilados, tales como
dietilbenceno o dipropilbenceno, se eliminan como fondos. Los
polialquilatos se pueden separar de los productos monosustituidos, y
se pueden reciclar al reactor para su conversión a productos
monosustituidos.
Las tres columnas incluirían condensadores de
cabeza y evaporadores de fondos, todos los cuales no se
muestran.
Claims (10)
1. Un procedimiento para la alquilación
de benceno contenido en una nafta ligera, que comprende las etapas
de:
(a) alimentar (1) una corriente de nafta que
contiene benceno, olefinas, diolefinas, acetilenos y compuestos de
azufre orgánicos, y (2) hidrógeno, hasta un primer reactor de
columna de destilación, en el que dichos compuestos de azufre
orgánicos se hidrogenan hasta H_{2}S, que se elimina como
productos de la parte superior junto con productos finales ligeros,
y los materiales más pesados y el C_{5} se eliminan como
fondos,
(b) alimentar dichos fondos, que contienen
benceno y olefinas, e hidrógeno adicional, a un segundo reactor de
columna de destilación, en el que dichas olefinas, diolefinas y
acetilenos se hidrogenan hasta alcanos, y el material de C_{6} y
el material más ligero se separa como un segundo producto de la
parte superior, del material más pesado y de C_{7}, los cuales se
recogen como fondos;
(c) alimentar dichos segundos productos de la
parte superior, junto con una olefina seleccionada del grupo que
consiste en etileno y propileno, a un tercer reactor de columna de
destilación, en el que el benceno reacciona con dicha olefina para
producir un producto alquilado, y dicho producto alquilado se separa
como un tercer producto de fondos procedente del resto de dicho
material de C_{5} y C_{6}, que se recoge como productos
superiores a partir de dicho tercer reactor de columna de
destilación.
2. El procedimiento según la
reivindicación 1, en el que la olefina usada en la etapa (c) es
etileno, y dicho producto alquilado comprende etilbenceno.
3. El procedimiento según la
reivindicación 1, en el que la olefina usada en la etapa (c) es
propileno, y dicho producto alquilado comprende cumeno.
4. El procedimiento según la
reivindicación 2, en el que dicho producto alquilado comprende
además dietilbenceno.
5. El procedimiento según la
reivindicación 3, en el que dicho producto alquilado comprende
además dipropilbenceno.
6. El procedimiento según cualquiera de
las reivindicaciones precedentes, en el que la presión parcial del
hidrógeno dentro de dicho primer reactor de columna de destilación
es menor que 483 kPa.
7. El procedimiento según cualquiera de
las reivindicaciones precedentes, en el que la presión parcial del
hidrógeno dentro de dicho segundo reactor de columna de destilación
es menor que 483 kPa.
8. El procedimiento según cualquiera de
las reivindicaciones precedentes, en el que la relación molar de
benceno a olefina, dentro de dicho tercer reactor de columna de
destilación, es alrededor de 20:1.
9. El procedimiento según la
reivindicación 2, en el que dicha tercera corriente de fondos es
etilbenceno sustancialmente puro.
10. El procedimiento según la
reivindicación 2, en el que dicha tercera corriente de fondos es
cumeno sustancialmente puro.
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