ES2713065T3 - Método de provisión de calor para conversión química y un proceso y sistema que emplean el método para la producción de olefina - Google Patents
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Abstract
Un método para la producción de olefinas mediante la deshidrogenación catalítica de al menos un hidrocarburo, que comprende las etapas de: a) sobrecalentar vapor de agua (11; S); b) transferir calor desde el vapor de agua sobrecalentado (13; 126, 118) a una corriente de proceso (103, 106), en donde, después de transferir el calor, el vapor de agua se convierte en vapor de agua gastado (15; 128, 120); c) dividir al menos algo del vapor de agua gastado (15; 120) en una primera porción (19; 122) y una segunda porción (22; 124); d) presurizar la primera porción (19; 122) de vapor de agua gastado (15; 120); e) reciclar la primera porción presurizada (21; 116) de vapor de agua gastado (15; 120) a la etapa de sobrecalentamiento (a); y f) introducir la segunda porción (22; 124) del vapor de agua gastado (15; 120) en la corriente del proceso (103), en donde: el al menos un hidrocarburo se selecciona del grupo que comprende etilbenceno, etiltolueno, n-propilbenceno, etano, propano y butano; la corriente de proceso (103) comprende vapor de agua y al menos un hidrocarburo en una razón en peso de vapor de agua a hidrocarburo (s) de no más de 1,0; y el vapor de agua sobrecalentado (13; 126, 118) tiene una temperatura que varía de 800°C a 920°C.
Description
DESCRIPCION
Metodo de provision de calor para conversion qmmica y un proceso y sistema que emplean el metodo para la produccion de olefina
Antecedentes
1. Campo de la Invencion
La presente invencion se refiere a un metodo para la produccion de una olefina, mas particularmente a un metodo para la produccion de estireno mediante la deshidrogenacion de etilbenceno.
2. Descripcion del estado de la tecnica
La produccion de estireno mediante la deshidrogenacion catalttica de etilbenceno es bien conocida en la tecnica. Normalmente, una alimentacion que contiene vapor de agua y etilbenceno se pone en contacto con un catalizador en un reactor a una temperatura de entrada de aproximadamente 600°C a aproximadamente 650°C para efectuar la conversion. El vapor de agua se calienta a una temperatura predeterminada en un sobrecalentador de vapor. El vapor de agua suministra al menos porcion del calor necesario para la reaccion y, como diluyente, reduce la presion parcial del estireno y del hidrogeno, lo que desplaza el equilibrio de la reaccion hacia la produccion de estireno.
La patente de EE.UU. N° 4,628,136, por Sardina, describe un proceso de deshidrogenacion para la produccion de estireno a partir de etilbenceno en presencia de vapor. El etilbenceno y el agua forman una mezcla azeotropica que hierve a una temperatura mas baja que el etilbenceno o el agua. La mayor porcion de la alimentacion de etilbenceno/agua se vaporiza condensando vapor de cabeza del sistema de separacion de etilbenceno/estireno. Esta caractenstica ahorra energfa ya que se necesita usar menos vapor de agua para vaporizar la corriente de alimentacion y se requiere menos agua de refrigeracion para condensar el vapor de cabeza del separador de etilbenceno/estireno
La razon en masa de vapor de agua a aceite, es decir, la razon de vapor de agua a etilbenceno contenida en una corriente de alimentacion ("aceite") sobre una base en peso, es un factor importante en la deshidrogenacion de etilbenceno. En el pasado, las plantas de produccion de estireno operaban en razones globales en peso de vapor de agua /aceite de 1,3 a 1,7. Los catalizadores mejorados han permitido que el proceso funcione en razones en peso de vapor/aceite de aproximadamente 1,0 con reducciones aceptables en el rendimiento o la conversion de etilbenceno.
Para suministrar la cantidad adecuada de calor al sistema con una razon global en peso de vapor de agua /aceite total de 1,0 o inferior, la temperatura a la salida del sobrecalentador de vapor de agua debena aumentarse a 950°C o incluso mas. Sin embargo, las temperaturas del sobrecalentador por encima de 927°C requieren el uso de una metalurgia especial y costosa. Sena ventajoso tener un sistema que funcione tanto a bajas razones de vapor/aceite como a bajas temperaturas.
El documento GB 966 704 A describe la deshidrogenacion de etilbenceno para producir estireno. El etilbenceno se hace pasar con vapor de agua sobrecalentado a traves de una pluralidad de masas fijas de un catalizador de deshidrogenacion y se suministra calor adicional a los agentes reaccionantes entre las masas de catalizador sin aumentar sustancialmente la temperatura de reaccion.
Compendio
En una realizacion de la presente invencion, se proporciona aqrn un metodo para la produccion de olefinas mediante la deshidrogenacion catalttica de al menos un hidrocarburo. El metodo incluye las etapas de:
(a) sobrecalentar vapor de agua; (b) transferir calor del vapor de agua sobrecalentado a la corriente de proceso, en donde, despues de transferir el calor, el vapor de agua se convierte en vapor de agua gastado; (c) dividir al menos porcion del vapor de agua gastado en una primera porcion y una segunda porcion; (d) presurizar la primera porcion de vapor de agua gastado; (e) reciclar la primera porcion presurizada de vapor de agua gastado a la etapa (a) de sobrecalentamiento; y (f) introducir la segunda porcion de vapor de agua gastado en el la corriente de proceso. El hidrocarburo se selecciona del grupo que comprende etilbenceno, etiltolueno, n-propilbenceno, etano, propano y butano. La corriente del proceso comprende vapor de agua y el hidrocarburo en una razon en peso de vapor de agua a hidrocarburo de no mas de 1,0. El vapor de agua sobrecalentado tiene una temperatura que vana de 800°C a 920°C.
Las realizaciones del metodo se definen en las reivindicaciones dependientes.
El metodo descrito aqrn puede operarse ventajosamente a una razon vapor/aceite de 1,0 o inferior, mientras que requiere una temperatura de vapor de agua sobrecalentado lo suficientemente baja para evitar la necesidad de una metalurgia especializada para el horno de sobrecalentamiento de vapor de agua y las lmeas de transferencia (es decir, las conexiones de tubenas para transferir vapor sobrecalentado de agua del horno de sobrecalentamiento de vapor de agua a los intercambiadores de calor y reactores y de vuelta al sobrecalentador de vapor).
Breve descripcion de los dibujos
A continuacion se describen varias realizaciones con referencia a los dibujos en donde:
La FIG. 1 es un diagrama de flujo esquematico de un metodo para suministrar calor sensible a una corriente de proceso de un proceso de conversion qmmica, empleandose el metodo ventajosamente en un proceso de deshidrogenacion como se describe a continuacion;
La FIG. 2 es un diagrama de flujo esquematico de un sistema y proceso para la produccion de estireno a partir de etilbenceno; y,
La FIG. 2A es un diagrama de flujo esquematico de una realizacion alternativa del sistema y el proceso para la produccion de estireno a partir de etilbenceno.
La FIG. 3 es un diagrama de flujo esquematico que ilustra la vaporizacion de la alimentacion utilizando el sistema condensador de un de separacion EB/SM (de sus siglas en ingles etilbenceno/estireno).
Descripcion detallada de la(s) realizacion(es) preferida(s)
En referencia a la fig. 1, se ilustra un metodo para proporcionar calor sensible a una corriente de proceso de un proceso de conversion qmmica. El metodo emplea un fluido de transferencia de calor. El fluido de transferencia de calor para el proceso de conversion qmmica descrito en la presente memoria es vapor.
La corriente 11 de fluido de transferencia de calor se sobrecalienta en una etapa 12 de sobrecalentamiento para producir un fluido 13 de transferencia de calor sobrecalentado. Despues, el calor se transfiere en una etapa 14 de transferencia de calor desde el fluido de transferencia de calor sobrecalentado hasta la corriente de proceso de un proceso de conversion qmmica que contiene uno o mas agentes reaccionantes qmmicos. El efluente de la etapa 14 de transferencia de calor es una corriente 15 de fluido de transferencia de calor gastado.
Opcionalmente, una porcion 16 de la corriente 15 de fluido de transferencia de calor gastado se puede retirar y enviar a otros procesos. Tambien opcionalmente, una porcion 17 de la corriente 15 de fluido de transferencia de calor gastado puede retirarse y reciclarse a la etapa 12 de sobrecalentamiento mediante una etapa convencional de aumento de presion (no representada). El metodo 10 como se representa en la fig. 1 incluye una seccion representada N que incluye la etapa 12 de sobrecalentamiento y la etapa 14 de transferencia de calor. Sin embargo, en otras realizaciones, el metodo de la presente invencion puede incluir mas de una seccion bosquejada N incorporada de cualquier manera conocida en la tecnica. En resumen, el metodo 10 puede incluir multiples etapas 12 de sobrecalentamiento y etapas 14 de transferencia de calor. Las etapas 12 y 14 pueden repetirse en la misma o en diferentes unidades de equipo. Alternativamente, el metodo 10 se puede realizar sin la seccion N representada.
Al menos una porcion de la corriente 15 de fluido de transferencia de calor gastado se divide en una etapa 18 de division en una primera porcion 19 y una segunda porcion 22. La primera porcion 19 se envfa a una etapa 20 en la que la corriente de fluido de transferencia de calor se presuriza. La etapa de presurizacion puede realizarse mediante un compresor mecanico o cualquier otro medio conocido en la tecnica. Un compresor preferido es un termocompresor que utiliza un fluido de compresion. Por ejemplo, se introduce un vapor de agua de compresion a alta presion en el termocompresor para presurizar la primera porcion 19 del vapor de agua 15 de transferencia de calor gastado que esta a una presion relativamente mas baja. El vapor de agua 21 comprimido (que incluye el vapor de agua introducido como vapor de agua gastado y el vapor de agua introducido como vapor de agua de compresion) se recicla y se recalienta despues en la etapa 12 de sobrecalentamiento. La cantidad de vapor de agua de compresion se ajusta para compensar el vapor de agua retirado del sistema.
La segunda porcion 22 del fluido 15 de transferencia de calor gastado se introduce en la corriente C de proceso del proceso de conversion qmmica. Opcionalmente, la segunda porcion 22 del fluido de transferencia de calor se puede recalentar en la segunda etapa 23 de sobrecalentamiento. El metodo descrito aqm se emplea ventajosamente en un proceso de deshidrogenacion como se describe a continuacion.
El presente proceso de deshidrogenacion se refiere a la produccion de un hidrocarburo olefrnico mediante la deshidrogenacion de un hidrocarburo correspondiente. El vapor de agua se utiliza como diluyente y proporciona la fuente de porcion del calor para la reaccion de deshidrogenacion, que es endotermica. Preferiblemente, se utilizan dos reactores. Los reactores pueden ser alternativamente reactores de flujo axial o de flujo radial o flujo paralelo. Dichos reactores son conocidos en la tecnica.
Si bien el proceso y el sistema de la presente memoria se pueden usar para cualquier proceso de deshidrogenacion que emplee vapor de agua como diluyente y medio de transferencia de calor, la tecnologfa aqm descrita es particularmente ventajosa para la produccion de estireno a partir de etilbenceno y se ilustra aqm para la produccion de estireno. Otros procesos en los que se puede emplear la presente invencion incluyen la produccion de vinil tolueno a partir de etil tolueno, la deshidrogenacion de propano a propileno y la deshidrogenacion de butano a compuestos C4 tales como 1-buteno, 2-buteno o butadieno.
Se entiende que ciertos equipos, tales como valvulas, tubenas, indicadores y controles, y similares, se han omitido en los dibujos para facilitar la descripcion de los mismos, y que la colocacion adecuada de dicho equipo se considera dentro del alcance de un experto en la tecnica.
En referencia ahora a la fig. 2, la alimentacion F para el sistema 100 de deshidrogenacion incluye etilbenceno y vapor de agua primario. La razon de vapor de agua a aceite ("S/O") (de sus giglas en inges steam/oil) de la alimentacion no es superior a aproximadamente 1,0, preferiblemente de aproximadamente 0,45 a 0,55, mas preferiblemente de aproximadamente 0,49 a aproximadamente 0,51 para una alimentacion de composicion azeotropica.
La ventaja de tener una alimentacion en la composicion azeotropica es que el azeotropo heterogeneo de etilbencenoagua hierve a aproximadamente 92°C a una presion de operacion tfpica de 62 MPa (693 mm Hg) absoluta, que es menor que el punto de ebullicion del agua o etilbenceno a esa presion. Por lo tanto, se facilita la vaporizacion de la alimentacion. La vaporizacion de la alimentacion se puede lograr mediante la transferencia de calor del sistema de condensacion del de separacion de monomero de etilbenceno/estireno ("de separacion EB/SM").
En referencia ahora a la fig. 3, el de separacion EB/SM D-1 es una columna de destilacion convencional en la que el producto P bruto de estireno del sistema 100 de deshidrogenacion se separa en una corriente SM, que es rica en monomero de estireno, y un vapor de agua de cabeza de de etilbenceno EB, componentes mas ligeros, y una baja concentracion de SM. La sobrecarga se condensa parcialmente en el condensador C-1 utilizando etilbenceno/mezcla de alimentacion de agua como refrigerante, transfiriendo asf calor y vaporizando la alimentacion F. El componente de agua de la alimentacion puede provenir de cualquier fuente adecuada, tal como el agua de proceso. La corriente inferior se separa en una corriente de reciclaje a traves del hervidor H-5 y una corriente SM de producto rica en monomero de estireno. Puede haber condensadores adicionales para rechazar porcion del calor. Por ejemplo, el calor puede ser rechazado al agua de refrigeracion.
En referencia nuevamente a la fig. 2, la alimentacion F, que emerge del condensador C-1 a aproximadamente 92°C fluye a traves de la lmea 101 al intercambiador E-1 de efluente de alimentacion donde la alimentacion se calienta de aproximadamente 500°C a aproximadamente 560°C y fluye a traves de la lmea 103 con lo cual se une con la corriente 130 de vapor de agua sobrecalentado. La corriente 130 esta a una temperatura de aproximadamente 800°C a aproximadamente 860°C y se mezcla en tal proporcion con la alimentacion F para proporcionar una corriente 102 de proceso de agente reaccionante al reactor R-1 que tiene una temperatura de aproximadamente 600°C. a aproximadamente 620°C, cuando el catalizador esta al comienzo de la operacion. El reactor R-1 incluye un intercambiador H-3 de calor asociado con el, en donde el calor se transfiere de la corriente 126 de vapor de agua sobrecalentado, que se encuentra a una temperatura de aproximadamente 800°C a aproximadamente 920°C, a la corriente 102 de agente reaccionante. Intercambiador H-3 de calor es preferiblemente un intercambiador de calor a contracorriente, y puede estar dentro del recipiente de reaccion R-1 o exterior al recipiente de reaccion R-1 (no mostrado). Se proporciona suficiente calor a la corriente 102 de proceso para efectuar la deshidrogenacion del componente etilbenceno. Normalmente, la deshidrogenacion de etilbenceno se realiza a una temperatura de entrada de aproximadamente 610°C a aproximadamente 650°C, aunque tambien pueden ser adecuadas temperaturas fuera de este intervalo. Debido a la adicion de vapor de agua a la alimentacion, la reaccion de deshidrogenacion puede tener lugar en una razon S/O en el intervalo de aproximadamente 0,8 a aproximadamente 1,7, preferiblemente no mas de 1,15, mas preferiblemente a 0,90 o menos. El reactor R-1 puede ser un reactor de lecho unico o multilecho. Preferiblemente, el reactor R-1 es un reactor de flujo radial convencional, aunque alternativamente se pueden usar reactores de flujo paralelo o reactores de flujo axial. Se puede emplear una cantidad catalfticamente eficaz de un catalizador convencional tal como uno basado en oxido de hierro en el reactor R-1. Los catalizadores adecuados son conocidos por los expertos en la tecnica.
La corriente 104 de proceso calentada emerge del intercambiador H-3 de calor, preferiblemente a una temperatura de aproximadamente 610°C a aproximadamente 650°C. Al menos algo del componente de etilbenceno de la alimentacion sufre deshidrogenacion en el reactor R-1 para producir estireno e hidrogeno. El flujo de salida 106 del reactor R-1, que contiene algo de estireno, emerge a una temperatura de aproximadamente 550°C a aproximadamente 580°C y se introduce en un segundo reactor R-2, del mismo tipo que el reactor R-1. La corriente 106 del proceso se pasa a traves del intercambiador H-4 de calor, donde se calienta con una corriente 118 de vapor de agua sobrecalentado hasta una temperatura de reaccion de aproximadamente 610°C a aproximadamente 650°C. La corriente 108 de proceso calentada sufre una reaccion adicional. La segunda corriente 109 de efluente del reactor R-2 se usa para precalentar la alimentacion F en un intercambiador E-1 de efluente de alimentacion. El producto P del intercambiador E-1 de efluente de alimentacion contiene estireno bruto y algo de etilbenceno sin reaccionar con algunos componentes mas ligeros (por ejemplo, hidrogeno) y se refrigera y se condensa parcialmente, y el lfquido se envfa al de separacion EB/SM D-1 (fig. 3) para purificacion adicional.
El vapor de agua S principal se introduce en el sistema a traves de la lmea 110 para compensar la diferencia entre la cantidad de vapor de agua requerida para satisfacer la razon S/O total y la cantidad de vapor de agua vaporizado en el condensador C-1 del de separacion EB/SM D-1. El vapor de agua S principal se encuentra inicialmente a una temperatura de aproximadamente 170°C a aproximadamente 190°C y una presion de aproximadamente 1,034 a aproximadamente 1,103 MPaa (aproximadamente 150 a aproximadamente 160 psia). La valvula 50 controla la entrada de vapor. El vapor de agua pasa a traves de una zona de calentamiento como la bobina 112 convectiva colocada en la seccion de conveccion del sobrecalentador H-2 de vapor de agua H-1, y el vapor de agua principal sale de la bobina
112 convectiva hacia la lmea 114 a una temperatura de aproximadamente 540°C a 560°C y una presion de aproximadamente 0,896 MPaa a aproximadamente 0,965 MPaa (aproximadamente 130 psia a aproximadamente 140 psia). El vapor de agua principal se envfa despues a un termocompresor T-1 y se usa como vapor de agua de compresion. El termocompresor T-1 es un compresor de chorro de vapor de agua que funciona a una razon de compresion de aproximadamente 1,0 a aproximadamente 2,5, preferiblemente de aproximadamente 1,6 a aproximadamente 1,8, y que impulsa el vapor de agua de baja presion a una presion mas alta. Los termocompresores son conocidos y los termocompresores adecuados para uso en el sistema de la presente invencion estan disponibles comercialmente de diversos proveedores tales como, por ejemplo, Fox Valve Development Corp. de Dover, Nueva Jersey y Artisan Industries Inc., de Waltham, Massachusetts.
El vapor de agua a baja presion se lleva a traves de la lmea 122 a aproximadamente 0,138 a 0,172 MPaa (aproximadamente 20 a 25 psia) y a una temperatura de aproximadamente 570°C a aproximadamente 590°C. El flujo de salida 116 del termocompresor T-1 esta a una temperatura de aproximadamente 550°C a aproximadamente 570°C y a una presion de aproximadamente 0,276 MPaa a aproximadamente 0,345 MPaa (aproximadamente 40 psia a aproximadamente 50 psia). Despues, el vapor de agua se introduce en una de las tres secciones del sobrecalentador de vapor de agua H-1 a traves de la bobina 117 radiante.
El sobrecalentador H-1 de vapor de agua puede ser un horno electrico o un horno que quema gas y/o combustibles lfquidos para calentar vapor de agua de alta presion a una temperatura de sobrecalentamiento suficiente para proporcionar suficiente calor para la reaccion de deshidrogenacion. Una ventaja del sistema 100 descrito en la presente memoria es que el sobrecalentador H-1 de vapor de agua puede funcionar para proporcionar un efluente que tiene una temperatura no mayor a aproximadamente 927°C, y preferiblemente menor que 900°C, mas preferiblemente menor que 890°C. El funcionamiento del sobrecalentador de vapor de agua a dichas temperaturas evita la necesidad de utilizar aleaciones especiales costosas para la construccion del sobrecalentador H-1, tal como se requerina para temperaturas superiores a 927°C.
El sobrecalentador H-1 se divide preferiblemente en tres secciones para acomodartres bobinas tubulares en el area radiante del sobrecalentador.
El flujo de salida desde el sobrecalentador lleva vapor de agua 118 a una temperatura de aproximadamente 850°C a aproximadamente 900°C y una presion de aproximadamente 0,172 MPaa a aproximadamente 0,241 MPaa (aproximadamente 25 psia a aproximadamente 35 psia) al intercambiador H-4 de calor en el reactor R-2, transfiriendo asf calor a la corriente 106 de agente reaccionante, que es la salida del reactor R-1. La corriente 120, que es la salida de vapor de agua del intercambiador H-4 de calor, esta a una temperatura de aproximadamente 570°C a aproximadamente 600°C y una presion de aproximadamente 0,165 MPaa a 0,193 MPaa (aproximadamente 24 psia a 28 psia). Una primera porcion de la corriente 120, es decir, la corriente 122, se recicla nuevamente al termocompresor T-1, y una segunda porcion de la corriente 120, es decir, la corriente 124, regresa a la bobina 125 radiante del sobrecalentador H-1 de vapor de agua. La porcion del vapor de agua que fluye a traves de la lmea 124 se calienta en la bobina 125 radiante y emerge a traves de la lmea 126 a una temperatura de aproximadamente 840°C a aproximadamente 860°C. El vapor de agua se lleva despues al intercambiador H-3 de calor asociado con el reactor R-1, donde transfiere calor a la corriente 102 de agente reaccionante.
El vapor de agua emerge del intercambiador H-3 de calor a una temperatura de aproximadamente 620°C a aproximadamente 640°C y se transporta por la lmea 128 de vuelta al sobrecalentador H-1 de vapor de agua, donde pasa a traves de la bobina 129 radiante y emerge a traves de la lmea 130 como vapor de agua sobrecalentado vapor de agua a una temperatura de aproximadamente 840°C a aproximadamente 860°C y una presion de aproximadamente 0,083 MPaa a aproximadamente 0,103 MPaa (aproximadamente 12 psia a aproximadamente 15 psia). El vapor de agua que fluye a traves de la lmea 130 se mezcla acto seguido con la alimentacion vaporizada F de la lmea 103 y la corriente 102 combinada se pasa a traves del intercambiador H-3 de calor y se introduce en el reactor R-1.
En referencia a la fig. 2A, se ilustra un proceso 100A alternativo que es similar al proceso 100 con las siguientes excepciones: se excluyen las corrientes 124, 126 y 128; no hay calentador H-3 asociado con el reactor R-1; la corriente 130 se introduce directamente en R-1; la corriente 128 se separa de la corriente 120.
Mas espedficamente, la corriente de alimentacion F, que contiene una mezcla azeotropica vaporizada de etilbenceno y agua, se vaporiza en el de separacion EB/SM D-1 de la manera descrita anteriormente. La corriente de alimentacion vaporizada y calentada se envfa a traves de la lmea 103 y se combina con una corriente de vapor de agua sobrecalentado para proporcionar una corriente 102 de fluido. Esta corriente entra en una primera zona de reaccion en el reactor R-1 donde entra en contacto con un catalizador de deshidrogenacion y experimenta una primera etapa de conversion para producir al menos algo de estireno. El efluente 106 emerge del reactor R-1 y se calienta en un intercambiador H-4 de calor a contracorriente y entra en una segunda zona de reaccion en el reactor R-2. La corriente de fluido se pone en contacto con el catalizador de deshidrogenacion y experimenta una segunda etapa de conversion para producir una corriente 108 que contiene estireno que sale del reactor a traves de la salida 109. La corriente 109 de efluente se usa para precalentar la corriente de alimentacion F en el intercambiador E-1 de efluentes de alimentacion. La segunda corriente 109 de efluente del reactor R-2 se usa para precalentar la alimentacion F en un intercambiador E-1 de efluente de alimentacion. El producto P del intercambiador E-1 de efluente de alimentacion contiene estireno bruto y algo de etilbenceno sin reaccionar con algunos componentes mas ligeros (por ejemplo,
hidrogeno) y se refrigera y se condensa parcialmente, y el Ifquido se envfa despues al de separacion EB/SM D-1 (fig.
3) para purificacion adicional.
Se circula un flujo de vapor de agua sobrecalentado hacia el intercambiador H-4 de calor a contracorriente a traves de la lmea 118 para proporcionar calor transferido a la corriente 106de efluente. El vapor de agua gastado que emerge a traves de la lmea 120 del intercambiador H-4 de calor se divide en una primera porcion 122 y una segunda porcion 128. La primera porcion 122 de vapor de agua gastado se envfa al termocompresor T-1. Se envfa flujo 114 de vapor de agua principal S a traves del termocompresor para presurizar la primera porcion 122 a traves del sobrecalentador H-1 a traves de la bobina 112 de conveccion. El flujo 116 de salida del termocompresor T-1 se calienta despues en el sobrecalentador H-1 de vapor de agua para proporcionar la corriente 118 que se circula de vuelta al intercambiador H-4 de calor.
La segunda porcion 128 de vapor de agua gastado se envfa al sobrecalentador H-1 de vapor de agua, donde se recalienta a traves de la bobina 129. El vapor de agua 130 sobrecalentado que emerge del sobrecalentador de vapor de agua se combina despues con la corriente de alimentacion y se envfa al reactor R-1.
Ejemplo 1
Las caractensticas de la invencion se ilustran a continuacion en el siguiente ejemplo predictivo en donde se hace referencia a los numeros del sistema ilustrado en la fig. 2.
Se proporciona una corriente de alimentacion F de 162,648 kg/h. La corriente de alimentacion contiene una mezcla azeotropica vaporizada de etilbenceno y agua que tiene una razon S/O de 0,493. La corriente 103 de alimentacion vaporizada y calentada esta a una temperatura de 549°C y a una presion de 0,076 MPaa (11,1 psia). La corriente de alimentacion se combina con 44,343 kg/h de vapor de agua (130) sobrecalentado a 849°C y 0,090 MPaa (13 psia) para proporcionar una corriente 102 de fluido de 206,991 kg/h en una razon S/O de 0,9. Esta corriente se calienta en un intercambiador H-3 de calor a contracorriente y entra en una primera zona de reaccion en el reactor R-1 a 650°C y 0,054 MPaa (7,77 psia) donde entra en contacto con un catalizador de deshidrogenacion y experimenta una primera etapa de conversion para producir a al menos algo de estireno. El efluente 106 emerge del reactor R-1 a 560°C y 0,048 MPaa (6,95 psia), y se calienta en el intercambiador H-4 de calor a contracorriente y entra en una segunda zona de reaccion en el reactor R-2 a 650°C. La corriente de fluido se pone en contacto con el catalizador de deshidrogenacion y experimenta una segunda etapa de conversion para producir una corriente de producto que contiene estireno.
Se hace circular un flujo en la lmea 118 de vapor de agua sobrecalentado de 66,511 kg/h vapor de agua a 889°C y 0,214 MPaa (31 psia) hacia el intercambiador H-4 de calor a contracorriente para proporcionar calor transferido a la corriente 106 de efluente. El vapor de agua gastado emerge del intercambiador H-4 de calor se divide en una primera porcion 122 de 22,168 kg/hr y una segunda porcion 124 de 44,343 kg/hr. La primera porcion 122 de vapor de agua gastado a 583°C y 0,169 MPaa (24,5 psia) se envfa al termocompresor (T-1). Un flujo en la lmea 114 de 44,343 kg/h de vapor de agua principal a 549°C y 0,903 MPaa (131 psia) se envfa a traves del termocompresor para presurizar la primera porcion 122. La lmea 116 de salida de 66,511 kg/h de vapor de agua del termocompresor esta a 559°C y 0,281 MPaa (40,75 psia), correspondientes a una razon de compresion de 1,66. Despues, el flujo de salida 116 se calienta en el sobrecalentador H-1 de vapor de agua para proporcionar la corriente 118 que circula de vuelta al intercambiador H-4 de calor.
La segunda porcion 124 de vapor de agua gastado de 44,343 kg/h vapor de agua se calienta en el sobrecalentador H-1 de vapor de agua. El flujo de salida 126 desde el sobrecalentador se envfa al intercambiador H-3 de calor a 850°C y 0,153 MPaa (22,25 psia) para proporcionar calor transferido a la corriente 102 de fluido. El vapor de agua 128 gastado emerge del intercambiador H-3 de calor a 631 grados C y 0,129 MPaa (18,74 psia) y se envfa al sobrecalentador H-1 de vapor de agua, donde se recalienta a una temperatura de 850°C. El vapor de agua 130 sobrecalentado que emerge del sobrecalentador de vapor de agua se combina despues con la corriente de alimentacion y se envfa al reactor R-1.
La conversion global de etilbenceno a traves de los dos reactores es de aproximadamente 62,5% con una selectividad molar de aproximadamente 94,1% de estireno.
Ejemplo 2
Las caractensticas de la invencion se ilustran a continuacion en el siguiente ejemplo predictivo en donde se hace referencia a los numeros del sistema ilustrado en la fig. 2A.
Se proporciona una corriente de alimentacion F de 193,775 kg/h. La corriente de alimentacion contiene una mezcla azeotropica vaporizada de etilbenceno y agua que tiene una razon S/O de 0,493. La corriente 103 de alimentacion vaporizada y calentada esta a una temperatura de 537°C y a una presion de 0,074 MPaa (10,8 psia). La corriente de alimentacion se combina con 65,803 kg/h de vapor de agua sobrecalentado 130 a 890°C y 0,069 MPaa (10 psia) para proporcionar una corriente 102 de fluido de 259,576 kg/h en una razon S/O de 1,0. Esta corriente entra en una primera zona de reaccion en el reactor R-1 a 620°C y 0,056 MPaa (8,2 psia), donde se pone en contacto con un catalizador de deshidrogenacion y experimenta una primera etapa de conversion para producir al menos algo de estireno. El
efluente 106 emerge del reactor R-1 a 534°C y 0,050 MPaa (7,3 psia), y se calienta en el intercambiador H-4 de calor a contracorriente y entra en una segunda zona de reaccion en el reactor R-2 a 625°C. La corriente de fluido se pone en contacto con el catalizador de deshidrogenacion y experimenta una segunda etapa de conversion para producir una corriente de producto que contiene estireno.
Se circula un flujo 118 de vapor de agua sobrecalentado de 84,438 kg/h vapor de agua a 887°C y 0,159 MPaa (23 psia) al intercambiador H-4 de calor a contracorriente para proporcionar calor transferido a la corriente 106 de efluente. El vapor de agua que emerge del intercambiador H-4 de calor se divide en una primera porcion 122 de 18,636 hg/hr y una segunda porcion 128 de 65,802 kg/hr. La primera porcion 122 de vapor de agua gastado a 581°C y 0,121 MPaa (17,6 psia) se envfa al termocompresor T-1. Se envfa un flujo 114 de 65,802 kg/h de vapor de agua principal a 700°C y 0,917 MPaa (133 psia) a traves del termocompresor para presurizar la primera porcion 122. El flujo de salida 116 de 84,438 kg/h de vapor de agua del termocompresor esta a 673°C y 0,212 MPaa (30,7 psia), correspondientes a una razon de compresion de 1,7. Despues, el flujo de salida 116 se calienta en el sobrecalentador H-1 de vapor de agua para proporcionar la corriente 118 que se circula de vuelta al intercambiador H-4 de calor.
La segunda porcion 128 de vapor de agua gastado de 65,802 kg/h vapor de agua se envfa al sobrecalentador H-1 de vapor de agua, donde se recalienta a una temperatura de 890°C. El vapor de agua 130 sobrecalentado que emerge del sobrecalentador de vapor de agua se combina despues con la corriente de alimentacion y se envfa al reactor R-1.
La conversion global de etilbenceno a traves de los dos reactores es de aproximadamente el 62,5% con una selectividad molar de aproximadamente 94,3% de estireno.
Ejemplo 3
Las caractensticas de la invencion se ilustran a continuacion en el siguiente ejemplo predictivo en donde se hace referencia a los numeros del sistema ilustrado en la fig. 2.
Se proporciona una corriente de alimentacion F de 159,226 kg/h. La corriente de alimentacion contiene una mezcla azeotropica vaporizada de etilbenceno y agua que tiene una razon S/O de 0,493. La corriente 103 de alimentacion vaporizada y calentada esta a una temperatura de 531°C y a una presion de 0,073 MPa (10,6 psia). La corriente de alimentacion se combina con 70,087 kg/hr de vapor de agua 130 sobrecalentado a 852°C y 0,070 MPa (10,2 psia) para proporcionar una corriente 104 de fluido de 229,312 kg/h en una razon S/O de 1,15. Esta corriente entra en una primera zona de reaccion en el reactor R-1 a 621°C y 0,055 MPaa (8,0 psia), donde se ponde en contacto con un catalizador de deshidrogenacion y experimenta una primera etapa de conversion para producir al menos algo de estireno. El efluente 106 emerge del reactor R-1 a 540°C y 0,049 MPaa (7,1 psia), y se calienta en el intercambiador H-4 de calor a contracorriente y entra en una segunda zona de reaccion en el reactor R-2 a 626°C. La corriente de fluido se pone en contacto con el catalizador de deshidrogenacion y experimenta una segunda etapa de conversion para producir una corriente de producto que contiene estireno.
Se circula un flujo 118 de vapor de agua sobrecalentado de 106,646 kg/h vapor de agua a 794°C y 0,143 MPaa (21 psia) al intercambiador H-4 de calor a contracorriente para proporcionar calor transferido a la corriente 106 de efluente. El vapor de agua gastado que sale del intercambiador H-4 de calor se divide en una primera porcion 122 de 36,560 kg/hr y una segunda porcion 128 de 70,087 kg/hr. La primera porcion 122 de vapor de agua gastado a 587°C y 0,123 MPaa (17,8 psia) se envfa al termocompresor T-1. Un flujo 114 de 70,086 kg/h de vapor de agua principal a 700°C y 0,917 MPaa (133 psia) se envfa a traves del termocompresor para presurizar la primera porcion 122. El flujo de salida 116 de 106,646 kg/h de vapor de agua del termocompresor esta a 661°C y 0,212 MPaa (30,7 psia), que corresponde a una razon de compresion de 1,7. Despues, el flujo de salida 116 se calienta en el sobrecalentador H-1 de vapor de agua para proporcionar la corriente 118 que circula de vuelta al intercambiador H-4 de calor.
La segunda porcion 128 de vapor de agua gastado de 70,087 kg/h vapor de agua se envfa al sobrecalentador H-1 de vapor de agua, donde se recalienta a una temperatura de 852°C. El vapor de agua 130 sobrecalentado que emerge del sobrecalentador de vapor de agua se combina despues con la corriente de alimentacion F y se envfa al reactor R-1.
La conversion global de etilbenceno a traves de los dos reactores es aproximadamente 62,6% con una selectividad molar de aproximadamente 94,9% de estireno.
El ejemplo 3 tiene un mayor consumo de vapor de agua que el ejemplo 2. Sin embargo, para el ejemplo 3, la corriente 118 esta por debajo de 815 ° incluso cuando el catalizador esta al final de la operacion. Por lo tanto, el material de construccion de esta lmea puede ser de acero inoxidable 304 H en lugar de un material mas caro como la Aleacion 800 H. En el ejemplo 3, el coste total actual de las tubenas que utilizan la Aleacion 800 H es de aproximadamente 794.000€ (900,000$ conversion 21/02/2019). En contraste, el coste total actual de usar acero inoxidable 304 H es de 203.000€ (230,000$ conversion 21/02/2019). Utilizando el nuevo esquema de flujo en el Ejemplo 3, el ahorro neto solo en material detubena es de 591.000€ (670,000$ conversion 21/02/2019).
Si bien la descripcion anterior contiene muchas especificaciones, estas especificaciones deben interpretarse simplemente como ejemplificaciones de sus realizaciones preferidas. Los expertos en latecnica contemplaran muchas otras posibilidades dentro del alcance de la invencion que se define exclusivamente por las siguientes reivindicaciones.
Claims (11)
1. Un metodo para la produccion de olefinas mediante la deshidrogenacion catalftica de al menos un hidrocarburo, que comprende las etapas de:
a) sobrecalentar vapor de agua (11; S);
b) transferir calor desde el vapor de agua sobrecalentado (13; 126, 118) a una corriente de proceso (103, 106), en donde, despues de transferir el calor, el vapor de agua se convierte en vapor de agua gastado (15; 128, 120); c) dividiral menos algo del vapor de agua gastado (15; 120) en una primera porcion (19; 122) y una segunda porcion (22; 124); d) presurizar la primera porcion (19; 122) de vapor de agua gastado (15; 120);
e) reciclar la primera porcion presurizada (21; 116) de vapor de agua gastado (15; 120) a la etapa de sobrecalentamiento (a); y
f) introducir la segunda porcion (22; 124) del vapor de agua gastado (15; 120) en la corriente del proceso (103), en donde:
el al menos un hidrocarburo se selecciona del grupo que comprende etilbenceno, etiltolueno, n-propilbenceno, etano, propano y butano;
la corriente de proceso (103) comprende vapor de agua y al menos un hidrocarburo en una razon en peso de vapor de agua a hidrocarburo (s) de no mas de 1,0; y
el vapor de agua sobrecalentado (13; 126, 118) tiene una temperatura que vana de 800°C a 920°C.
2. El metodo de la reivindicacion 1, en donde el al menos un hidrocarburo comprende etilbenceno.
3. El metodo segun la reivindicacion 2, en donde el vapor de agua sobrecalentado (13; 126, 118) tiene una temperatura inferior a 815°C.
4. El metodo de la reivindicacion 1, que comprende ademas la etapa de retirar al menos una tercera porcion (17) del vapor de agua gastado (15) despues de la etapa de transferencia de calor (b) y antes de la etapa de division (c).
5. El metodo de la reivindicacion 1, en donde la etapa de reciclaje se realiza una pluralidad de veces.
6. El metodo de la reivindicacion 1, que comprende ademas una etapa de sobrecalentamiento de la segunda porcion (22; 124) de vapor de agua gastado (15; 120) antes de la etapa (f).
7. El metodo de la reivindicacion 1, en donde la etapa (d) de presurizacion de la primera porcion (19; 122) de vapor de agua gastado (15; 120) comprende introducir la primera porcion (19; 122) de vapor de agua gastado (15; 120) en una termocompresor (T-1) e introducir un fluido de compresion (114) en el termocompresor (T-1), estando el fluido de compresion (114) a una presion mas alta que la primera porcion (19; 122) de vapor de agua gastado (15; 120).
8. El metodo de la reivindicacion 7, en donde el fluido de compresion (114) es vapor.
9. El metodo de la reivindicacion 1, en donde:
el sobrecalentamiento se realiza en un calentador (H-1) que comprende una pluralidad de zonas de calentamiento; la primera porcion presurizada (116) del vapor de agua gastado (120) se recicla a una primera zona de calentamiento en el calentador (H-1); y
el metodo comprende ademas:
reciclar la segunda porcion (124) a una seccion diferente del calentador (H-1) a una segunda zona de calentamiento en el calentador (H-1); y calentar la segunda porcion del vapor de agua gastado (120) para regenerar el vapor de agua sobrecalentado (130) en la segunda zona de calentamiento.
10. El metodo de la reivindicacion 9, en donde la etapa de transferir calor se realiza en al menos un intercambiador de calor (H-3) asociado con dicha zona de reaccion (R-1).
11. El metodo de la reivindicacion 9, en donde la etapa de presurizar una porcion (122) del vapor de agua gastado (120) comprende:
introducir dicha porcion (122) de vapor de agua gastado (120) en un termocompresor (T-1), e introducir el vapor de agua de compresion (S) en el termocompresor (T-1), estando el vapor de agua de compresion (S) a una presion mas alta que la del vapor de agua gastado (122).
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