ES2960990T3 - Proceso y aparato para deshidratación de etanol - Google Patents

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Abstract

La presente invención proporciona un proceso para la preparación de eteno mediante deshidratación química en fase de vapor de etanol usando un reactor adiabático, en el que el interior del reactor adiabático se separa en al menos tres zonas de reacción, que comprenden una primera zona de reacción, al menos una reacción intermedia. zona y una zona de reacción final, y en donde cada zona contiene un catalizador de deshidratación de etanol; comprendiendo dicho proceso las etapas de; a) alimentar una corriente de alimentación de reactivo precalentada a una entrada de la primera zona de reacción; b) extraer una corriente de efluente de una salida de la primera zona de reacción; c) alimentar dicha corriente de efluente a una entrada de una zona de reacción intermedia posterior; d) extraer una corriente de efluente de una salida de la zona de reacción intermedia; e) repetir los pasos (c) y (d) para cualquier zona de reacción intermedia posterior, si está presente; f) alimentar, a una entrada de la zona de reacción final, la corriente efluente de la zona de reacción intermedia anterior; g) extraer una corriente de producto de una salida de la zona de reacción final; en el que las corrientes de efluente se recalientan antes de alimentarse a una zona de reacción posterior por medio de uno o más intercambiadores de calor y; y en el que un único intercambiador de calor recalienta simultáneamente al menos dos de las corrientes de efluente, de modo que no esté presente más de un intercambiador de calor por cada dos corrientes de efluente que se recalientan en el proceso. (Traducción automática con Google Translate, sin valor legal)

Description

DESCRIPCIÓN
Proceso y aparato para deshidratación de etanol
La presente invención se refiere a un proceso para producir eteno por la deshidratación química en fase de vapor de etanol. En particular, el proceso de la invención incluye el uso de un reactor adiabático que comprende múltiples zonas de reacción en combinación con un sistema de recalentamiento de flujo de efluente donde dos o más corrientes de efluente intermedias diferentes que se recalientan por medio de un único intercambiador de calor, sin comprometer la eficacia del proceso de deshidratación de etanol.
El eteno es un producto químico importante y un monómero que tradicionalmente se ha producido industrialmente por el craqueo de vapor o catalítico de hidrocarburos derivados del petróleo crudo. Sin embargo, como las reservas de petróleo crudo disminuyen y aumentan los precios, se convierte en una necesidad creciente encontrar métodos alternativos económicamente viables para preparar este producto. En virtud de su disponibilidad preparado a partir de la fermentación de tecnologías basadas en biomasa y gas de síntesis, el etanol emerge como una materia prima potencial importante a partir de la cual el eteno puede fabricarse en el futuro.
La deshidratación de etanol a eteno es una reacción bien conocida y se ha usado en diversos procesos comerciales desde los años 1930. La reacción es altamente endotérmica y, como tal, requiere altas temperaturas para lograr una conversión eficiente de etanol a eteno. Los primeros sistemas usaron reactores isotérmicos para lograr este objetivo, aunque se reemplazaron en gran medida por sistemas de reactor adiabático en los años 1970.
En un proceso de deshidratación típico, una alimentación que comprende etanol, opcionalmente agua y otros componentes se suministra continuamente a un reactor que contiene un lecho de catalizador de heteropoliácido y los productos se retiran continuamente. En condiciones de estado estacionario, la alimentación que entra en el reactor se convierte rápidamente cerca de la entrada en una mezcla de equilibrio de agua, etanol y etoxi etano (el producto de una deshidratación rápida de primera etapa del etanol). Dichos procesos se llevan a cabo típicamente a temperatura y presión elevadas.
La deshidratación de etanol puede llevarse a cabo ventajosamente usando múltiples reactores adiabáticos dispuestos en serie, con calentamiento intermedio entre los reactores. Dichos sistemas incluyen típicamente varios recipientes de presión individuales en donde las corrientes efluentes de cada reactor se calientan cada una por una fuente de calor antes de suministrarse a un reactor posterior.
El documento US-4.232.179 describe un proceso para deshidratar etanol en el que varios reactores adiabáticos están dispuestos en serie. Se introduce un fluido portador de calor en cada reactor y se mezcla con la alimentación del reactor para mantener la temperatura alta requerida dentro de cada reactor. Los reactores separados de este proceso permiten que el funcionamiento de un reactor, o serie de reactores, se interrumpa para servicios de mantenimiento sin interferir con el rendimiento de otros reactores en el sistema y, por lo tanto, permitiendo la continuidad del proceso.
El documento US-2013/0178674 describe un proceso para la deshidratación de etanol mediante el uso de un reactor que comprende una pluralidad de etapas dentro de un solo reactor, en donde cada etapa tiene una longitud, diámetro interno, volumen y cantidad de catalizador diferentes. El calentamiento de la alimentación a cada etapa se controla individualmente por medio de múltiples intercambiadores de calor, permitiendo así la optimización del perfil de temperatura de cada etapa individual. Además, las zonas de reacción están diseñadas cada una para operar en diferentes condiciones de temperatura y presión, tiempo de residencia de reactivo y cantidad de catalizador, para obtener la mayor eficiencia para la conversión de etanol, selectividad de eteno y rendimiento. Un beneficio adicional de este diseño, como en el caso del documento US-4.232.179, es que el carácter separado de cada etapa permite cerrar etapas individuales para mantenimiento sin interrupción de todo el proceso.
Sin embargo, una desventaja notable del sistema descrito en el documento US-4.232.179 es la complejidad y el impacto asociado con el aparato utilizado. Por ejemplo, para proporcionar zonas de reacción que funcionan en diferentes condiciones del proceso, se requieren redes de tuberías complejas para corrientes efluentes que se someten a diferentes niveles de recalentamiento, según las condiciones particulares del proceso implementadas en las zonas de reacción posteriores.
El documento US-5.254.316 describe un proceso para convertir un reactor de síntesis de amoniaco existente en un reactor de síntesis de amoniaco más eficiente. Este proceso implica introducir un intercambiador de calor, que incluye medios para enfriamiento indirecto, en el reactor para enfriar gas que fluye entre múltiples lechos de catalizador. El reactor convertido resultante incluye un intercambiador de calor que está ubicado en una abertura sustancialmente ubicada en el centro y que se extiende sustancialmente coextensivo con dos cestas de catalizador que contienen dos lechos de catalizador superiores para proporcionar enfriamiento indirecto para enfriar gas que fluye entre los dos lechos de catalizador superiores y un lecho de catalizador inferior. Sin embargo, como se apreciará, este sistema difiere de la presente invención en que se dirige a la síntesis de amoniaco, a diferencia de la deshidratación química de la fase de vapor de etanol, y por lo tanto requiere elenfriamientodel flujo de gas.
Se ha descubierto inesperadamente que, a pesar de la preferencia por optimizar la temperatura de cada reactor o zona de reacción individualmente de acuerdo con la técnica anterior, los intercambiadores de calor usados para recalentar corrientes de efluente de reactores o zonas de reacción de un sistema de deshidratación de etanol pueden combinarse de manera útil en unidades individuales para simplificar el sistema general. Sorprendentemente, se ha descubierto que recalentar dos o más corrientes de efluente diferentes en sustancialmente la misma medida por medio de un único intercambiador de calor no compromete la eficacia de un proceso de deshidratación de etanol que funciona con múltiples zonas de reacción y puede reducir la complejidad y los costes generales mediante el uso de menos recipientes de presión y disposiciones de tuberías simplificadas. Esto es de particular importancia cuando el número de zonas de reacción se vuelve grande (por ejemplo, más de 4), ya que las tuberías y el diseño de instrumentos en las proximidades de estos reactores se vuelven extremadamente complicados debido al número de conexiones y artículos externos requeridos.
La configuración complicada y la disposición de tuberías de múltiples sistemas de reactor con grandes cantidades de reactores o zonas de reacción los hace excesivamente difíciles y costosos de configurar y mantener, lo que hace que el uso de tales sistemas sea demasiado costoso. En particular, la conexión de un gran número de intercambiadores de calor a un solo reactor con múltiples zonas de reacción es geométricamente incómoda y, por lo tanto, es probable que sea costoso y logísticamente difícil de mantener. Un beneficio particular de la presente invención es que reduce el número de intercambiadores de calor que deben disponerse alrededor del reactor, lo que permite disposiciones de tuberías más simples y un acceso para mantenimiento mejorado.
Por lo tanto, la presente invención se dirige a un proceso como se define en la reivindicación 1 adjunta. También se divulga en el presente documento un aparato que simplifica el diseño de tuberías e instrumentos en las proximidades de reactores de deshidratación de etanol combinando múltiples reactores en un solo recipiente de presión que comprende múltiples zonas de reacción, y combinando el recalentamiento de dos o más corrientes de efluente intermedias en un único dispositivo externo. La referencia en el presente documento a una “ corriente de efluente intermedio” o una “ corriente de efluente” se pretende que se refiera a una corriente de efluente de una zona de reacción del reactor que se recalienta antes de ser transportada a una zona de reacción posterior del reactor para su posterior procesamiento.
En un primer aspecto, la presente invención proporciona un procedimiento para la preparación de eteno por deshidratación química en fase de vapor de etanol usando un reactor adiabático, en donde el interior del reactor adiabático se separa en al menos tres zonas de reacción, que comprende una primera zona de reacción, al menos una zona de reacción intermedia y una zona de reacción final, y en donde cada zona contiene un catalizador de deshidratación de etanol comprendiendo dicho proceso las etapas de;
a) suministrar una corriente de alimentación de reactivo precalentada en una entrada de la primera zona de reacción;
b) extraer una corriente de efluente de una salida de la primera zona de reacción;
c) suministrar dicha corriente de efluente a una entrada de una zona de reacción intermedia posterior;
d) extraer una corriente de efluente de una salida de la zona de reacción intermedia;
e) repetir las etapas (c) y (d) para cualquier zona de reacción intermedia posterior, si está presente;
f) suministrar, en una entrada de la zona de reacción final, la corriente de efluente de la zona de reacción intermedia precedente;
g) extraer una corriente de producto de una salida de la zona de reacción final;
en donde las corrientes de efluente se recalientan antes de suministrarse a una zona de reacción posterior mediante uno o más intercambiadores de calor; y en donde un único intercambiador de calor recalienta simultáneamente al menos dos de las corrientes de efluente, de tal modo que no más de un intercambiador de calor está presente por cada dos corrientes de efluente que se recalientan en el proceso.
La combinación y reutilización de elementos del proceso simplifica enormemente la disposición de los sistemas del multireactor, lo que permite costes reducidos en comparación con los procesos convencionales. En particular, la combinación de intercambiadores de calor en unidades individuales permite que múltiples flujos de efluente se recalienten simultáneamente. Esto reduce en gran medida el número de intercambiadores de calor que deben disponerse alrededor del reactor y, por lo tanto, la complejidad del diseño de tuberías e instrumentos en las proximidades del reactor, que de otro modo se vuelve extremadamente complicada debido al número de conexiones y artículos externos requeridos cuando hay múltiples zonas de reacción presentes.
El reactor usado en el proceso de acuerdo con la presente invención comprende al menos tres zonas de reacción; una primera zona de reacción, al menos una zona de reacción intermedia y una zona de reacción final. La presente invención es particularmente eficaz cuando el número de zonas de reacción intermedias es tres o más (por ejemplo, 4 o 5 zonas de reacción intermedias), cuando las tuberías y el diseño de instrumentos alrededor del reactor se vuelven cada vez más complicados. La presente invención es compatible con sistemas de deshidratación de etanol escalados que tienen reactores grandes con un mayor número de zonas de reacción (por ejemplo, 4 o 5 zonas de reacción intermedias).
Los intercambiadores de calor utilizados en el proceso de la presente invención pueden seleccionarse de cualquier intercambiador de calor de múltiples flujos comúnmente conocidos en la técnica. Preferentemente, los intercambiadores de calor utilizados en la presente invención son intercambiadores de calor de carcasa y tubos o intercambiadores de calor de placa/bastidor. Los intercambiadores de calor pueden ser intercambiadores de calor monofásicos o de dos fases.
Un intercambiador de calor de carcasa y tubos comprende comúnmente un recipiente de alta presión (carcasa), a través de los cuales pasan tubos o haces de tubos. Un fluido atraviesa la carcasa mientras que un segundo fluido atraviesa los tubos, en donde dichos fluidos están en contacto térmico a través de la superficie de los tubos. El calor se transfiere entre un fluido en la carcasa y un fluido en los tubos, a través de las paredes del tubo.
Un intercambiador de calor de placa/bastidor comprende comúnmente una serie de cámaras en forma de placa, delgadas en profundidad y en contacto térmico en su superficie más grande. Las corrientes de fluido “ caliente” y “ frío” pasan a través de placas alternas en la serie, lo que facilita una transferencia de calor eficiente entre los fluidos.
En una realización de la presente invención, al menos uno del uno o más intercambiadores de calor es un intercambiador de calor de tipo carcasa y tubos. Preferentemente, el intercambiador de calor de carcasa y tubos recalienta entre dos y cuatro corrientes de efluente simultáneamente, más preferentemente dos corrientes de efluente simultáneamente. Múltiples corrientes de efluente pueden recalentarse simultáneamente pasando corrientes de efluente separadas a través de tubos o grupos de tubos separados dentro de una sola carcasa.
En otra realización de la presente invención, al menos uno del uno o más intercambiadores de calor es un intercambiador de calor de tipo placa/bastidor. Preferentemente, el intercambiador de calor de tipo placa/bastidor recalienta al menos cuatro corrientes de efluente simultáneamente. Múltiples corrientes de efluente pueden recalentarse simultáneamente pasando corrientes de efluente separadas a través de placas separadas o serie de placas dentro de un solo intercambiador de calor.
Es posible proporcionar intercambiadores de calor que alojen múltiples corrientes de efluente para recalentamiento, en donde el grado de calentamiento de las múltiples corrientes de efluente es sustancialmente el mismo. Esto puede lograrse garantizando que el área de superficie de contacto entre una corriente de efluente y el elemento de calentamiento del intercambiador de calor esté lo más cerca posible de la corriente de efluente adicional recalentada en la misma unidad. En una realización preferida de la presente invención, la diferencia en el área de superficie de contacto entre las dos o más corrientes de efluente que se recalientan en un único intercambiador de calor y los respectivos elementos de calentamiento del intercambiador de calor es inferior al 10 %, preferiblemente inferior al 5 %, más preferiblemente inferior al 2 %. En una realización más preferida de la presente invención, el área de superficie de contacto entre las dos o más corrientes de efluente se recalienta en un único intercambiador de calor y los respectivos elementos de calentamiento del intercambiador de calor son idénticos.
Se cree que la deshidratación de la materia prima según la presente invención (Chem. Eng Comm. 1990, 95, 27 a 39) procede por la deshidratación directa a olefina(s) y agua (Ecuación 1); o mediante un intermedio de éter (Ecuaciones 2 y 3).
(1) EtOH ........ Et20 H20
También se ha reportado la conversión directa del éter a dos moles de olefina y agua también (Chem. Eng. Res. and Design 1984, 62, 81 a 91). Todas las reacciones mostradas anteriormente están típicamente catalizadas por ácidos de Lewis y/o Bronsted. La ecuación 1 muestra la eliminación directa endotérmica del etanol a eteno y agua; compitiendo con la Ecuación 1 están las Ecuaciones 2 y 3, es decir, la reacción de eterificación exotérmica (Ecuación 2), y la eliminación endotérmica de etoxietano para producir eteno y etanol (Ecuación 3). Sin embargo, se dice que la reacción de deshidratación de etanol a eteno es altamente endotérmica.
El catalizador de deshidratación de etanol usado en el proceso de la presente invención puede seleccionarse de los comúnmente conocidos en la técnica, tales como un catalizador de deshidratación de lecho fijo. El catalizador es preferentemente un catalizador de heteropoliácido seleccionado de los descritos en los documentos WO2008062157, WO2007063282, WO2007063281, WO2007063280, WO2007063279, EP 1925363 y EP 1982761.
Según la presente invención, se proporciona un proceso para la preparación de eteno por deshidratación química en fase de vapor como se define en la reivindicación 1 adjunta, en donde la complejidad de las tuberías y el diseño de instrumentos en las proximidades del reactor se reduce considerablemente.
Preferentemente, la cantidad de agua en la corriente de alimentación del proceso de la presente invención es como máximo aproximadamente 50 % en peso, más preferentemente como máximo aproximadamente 20 % en peso, con la máxima preferencia como máximo aproximadamente 10 % en peso, o incluso como máximo aproximadamente 7 % en peso, con base en el peso total de agua, etanol y etoxietano en la corriente de alimentación de reactivo. Preferentemente, la cantidad de agua en la corriente de alimentación de reactivo es al menos aproximadamente 0,1 % en peso, más preferentemente al menos aproximadamente 0,5 % en peso) y lo más preferentemente al menos aproximadamente 1 % en peso, basado en el peso total de agua, etanol y etoxietano en la corriente de alimentación de reactivo.
La corriente de producto líquido después de la retirada de olefinas comprende etanol, éter dietílico y agua mayormente sin reaccionar. Los solicitantes han descubierto que es particularmente preferible reciclar la parte principal de los alcoholes y éteres de vuelta al reactor de deshidratación en fase de vapor después de la retirada del subproducto de agua.
En algunas realizaciones de la invención, la corriente de alimentación comprende un diluyente inerte. En otras realizaciones, se añade un diluyente inerte entre las zonas de reacción. Los diluyentes preferidos comprenden nitrógeno, helio, eteno y/o hidrocarburos saturados, por ejemplo hexanos, 2-metilpropano o n-butano. Más preferiblemente, el diluyente de corriente de alimentación se selecciona de nitrógeno y/o helio.
En una realización, las zonas de reacción en las que se deshidrata el etanol de acuerdo con la presente invención, preferentemente se operan a una temperatura de 160 °C a 270 °C, con mayor preferencia de 180 °C a 270 °C, con mayor preferencia de 190 °C a 260 °C y con la máxima preferencia de 200 °C a 250 °C. Las zonas de reacción se operan preferentemente a una presión de 0,1 MPa a 4,5 MPa, preferentemente a una presión de 1,5 MPa a 3,5 MPa, y con la máxima preferencia a una presión de 1,8 MPa a 2,8 MPa.
En otra realización, las temperaturas de alimentación para las zonas de reacción en las que se deshidrata el etanol de acuerdo con la presente invención son preferentemente al menos aproximadamente 252 °C, con mayor preferencia al menos aproximadamente 255 °C, incluso con mayor preferencia al menos aproximadamente 260 °C, incluso con mayor preferencia al menos aproximadamente 280 °C y con la máxima preferencia al menos 300 °C. El límite superior de la temperatura de alimentación está por debajo de la temperatura a la que la selectividad para eteno se ve afectada negativamente y/o una que es excesivamente intensiva. Preferentemente, el límite superior de la temperatura de alimentación es aproximadamente 350 °C, más preferentemente aproximadamente 325 °C. Por lo tanto, los intervalos de temperatura de alimentación preferidos para la reacción de deshidratación incluyen: a) al menos aproximadamente 252 °C a aproximadamente 350 °C; b) al menos aproximadamente 252 °C a aproximadamente 325 °C; c) al menos aproximadamente 255 °C a aproximadamente 350 °C; d) al menos aproximadamente 255 °C a aproximadamente 325 °C; e) al menos aproximadamente 260 °C a aproximadamente 350 °C; f) al menos aproximadamente 260 °C a aproximadamente 325 °C; g) al menos aproximadamente 280 °C a aproximadamente 350 °C; h) al menos aproximadamente 280 °C a aproximadamente 325 °C; i) al menos aproximadamente 300 °C a aproximadamente 350 °C; y j) al menos aproximadamente 300 °C a aproximadamente 325 °C. En esta realización, las zonas de reacción tienen una presión interna de aproximadamente 0,90 MPa a aproximadamente 1,60 MPa y más preferiblemente, una presión interna de aproximadamente 0,95 MPa a aproximadamente 1,30 MPa. Con máxima preferencia, las zonas de reacción tienen una presión interna de aproximadamente 1,00 MPa a aproximadamente 1,20 MPa.
La referencia a “temperatura de alimentación” en el presente documento pretende referirse a la temperatura de una corriente particular en el punto en donde se suministra a un reactor o zona de reacción.
La referencia en el presente documento a la presión dentro de las zonas de reacción corresponde a la suma de las presiones parciales de los reactivos, a saber, la de etanol y (si está presente) agua y etoxietano, así como la presión parcial del producto de etileno. A menos que se indique lo contrario en la presente descripción, las presiones parciales de los diluyentes inertes, tales como helio y nitrógeno, u otros componentes inertes se excluyen de la presión establecida total. Por lo tanto, la referencia a la presión de la zona de reacción en la presente descripción es de acuerdo con la fórmula: P<reactor>= P<agua>P P<etanol>P P<etoxietano>P P<etileno>. Además, a menos que se indique lo contrario, la referencia a las presiones del reactor en este documento es a presiones absolutas y no a presiones manométricas.
En una realización preferida del proceso de acuerdo con la presente invención, la diferencia entre las temperaturas de las corrientes de efluente intermedias individuales, después de recalentarse, es inferior a 20 °C, con mayor preferencia inferior a 10 °C y con la máxima preferencia inferior a 5 °C. Preferentemente, la diferencia entre las temperaturas de las corrientes de efluente intermedias individuales antes de recalentarse es inferior a 20 °C, con mayor preferencia inferior a 10 °C y con la máxima preferencia inferior a 5 °C.
Preferentemente, la diferencia en las presiones de reacción entre diferentes zonas de reacción en el proceso de acuerdo con la presente invención es inferior a 1 MPa, con mayor preferencia inferior a 0,5 MPa y con la máxima preferencia inferior a 0,3 MPa.
La GHSV para el funcionamiento continuo del reactor para deshidratación de etanol según la presente invención puede estar convenientemente en el intervalo de 50 a 50.000 h -1, preferiblemente de 1.000 a 30.000 h-1, más preferiblemente, de 2.000 a 15.000 h-1 y lo más preferiblemente de 5.000 a 8.000 h -1. “ Velocidad espacial horaria de gas” (GHSV -Gas Hourly Space Velocity') se define como el volumen de gas suministrado por unidad de volumen de catalizador por hora, a temperatura (0 °C) y presión (0,101325 Mpa) estándar.
También se divulga en el presente documento un aparato para preparar eteno por deshidratación química en fase de vapor de etanol, que comprende;
i) un reactor adiabático, en donde el interior del reactor adiabático se separa en al menos tres zonas de reacción, que comprende una primera zona de reacción, al menos una zona de reacción intermedia y una zona de reacción final;
ii) un medio para suministrar una corriente de reactivo previamente calentada a una entrada de la primera zona de reacción;
iii) un medio para extraer una corriente de efluente de una salida de la primera zona de reacción;
iv) un medio para suministrar dicha corriente de efluente a una entrada de una zona de reacción intermedia posterior;
v) un medio para extraer una corriente de efluente de una salida de la zona de reacción intermedia;
vi) uno o más medios para suministrar, y uno o más medios para extraer una corriente efluente de cualquier zona de reacción intermedia adicional si está presente;
vii) un medio para suministrar, en una entrada de la zona de reacción final, la corriente efluente desde la zona de reacción intermedia;
viii) un medio para extraer una corriente de producto de una salida de la zona de reacción final;
ix) uno o más intercambiadores de calor para recalentar cada corriente de efluente, antes de ser suministrado a una zona de reacción posterior, en donde un único intercambiador de calor está configurado para recalentar simultáneamente al menos dos de las corrientes de efluente, de tal modo que no más de un intercambiador de calor está presente por cada dos corrientes de efluente que se recalientan.
El reactor de acuerdo con el aparato descrito en la presente descripción comprende al menos tres zonas de reacción; una primera zona de reacción, al menos una zona de reacción intermedia y una zona de reacción final. El aparato descrito en la presente memoria es particularmente adecuado para su uso en la presente invención en el caso de que el número de zonas de reacción intermedias sea tres o más, cuando las tuberías y el diseño de instrumentos alrededor del reactor se vuelven cada vez más complicados.
El reactor adiabático de acuerdo con el aparato descrito en el presente documento puede comprender un recipiente de presión única, en donde el interior del reactor se divide en tres o más zonas de reacción. El medio para dividir el interior del reactor puede comprender un deflector simple, en donde el reactor está configurado para permitir una diferencia en las presiones de reacción entre diferentes zonas de reacción de menos de 1 MPa, más preferentemente menos de 0,5 MPa y con la máxima preferencia menos de 0,3 MPa.
Cada una de las zonas de reacción del reactor adiabático descrito en el presente documento puede tener individualmente la función interior de un reactor adiabático tal como los conocidos comúnmente en la técnica, por ejemplo un reactor tubular de lecho fijo o reactor de flujo radial.
Un reactor tubular de lecho fijo simple comprende un paso tubular lleno de un lecho fijo de catalizador a través del cual se pasa una alimentación. Un reactor de flujo radial de lecho fijo comprende un reactor configurado de tal modo que una alimentación fluye radialmente hacia fuera a través de lechos anulares fijos de catalizador.
Los intercambiadores de calor del aparato descrito en la presente descripción pueden seleccionarse de cualquier intercambiador de calor de múltiples flujos comúnmente conocidos en la técnica. Preferiblemente, los intercambiadores de calor utilizados en el aparato descrito en la presente memoria son intercambiadores de calor de carcasa y tubos o intercambiadores de calor de placa/bastidor. Los intercambiadores de calor pueden ser intercambiadores de calor monofásicos o de dos fases.
Cuando al menos uno de los uno o más intercambiadores de calor es un intercambiador de calor de carcasa y tubos, el aparato puede configurarse de tal modo que cada intercambiador de calor de carcasa y tubos recaliente entre dos y cuatro corrientes de efluente simultáneamente, preferentemente dos corrientes de efluente simultáneamente.
Cuando al menos uno del uno o más intercambiadores de calor es un intercambiador de calor de placa/bastidor, el aparato puede configurarse de tal modo que cada intercambiador de calor de placa/bastidor recaliente al menos dos flujos de efluente simultáneamente, preferentemente al menos cuatro flujos de efluente simultáneamente.
Preferiblemente, los intercambiadores de calor del aparato descrito en la presente memoria pueden configurarse de tal modo que la diferencia en el área de superficie de contacto entre las dos o más corrientes de efluente que se recalientan en un único intercambiador de calor y los respectivos elementos de calentamiento del intercambiador de calor sea inferior al 10 %, preferiblemente inferior al 5 %, más preferiblemente inferior al 2 %.
Alternativamente, el área de superficie de contacto entre las dos o más corrientes de efluente que se recalientan en un solo intercambiador de calor y los respectivos elementos de calentamiento del intercambiador de calor pueden configurarse para ser idénticos.
La invención se describirá ahora con mayor detalle con referencia a las realizaciones de la invención ilustradas en las figuras adjuntas, en las que;
La Figura 1 muestra un sistema convencional que comprende múltiples reactores en serie (01, 03, 05) con múltiples medios de recalentamiento (02, 04), tales como intercambiadores de calor, en donde la corriente de efluente de cada reactor se calienta individualmente antes de ser suministrada a un reactor posterior;
La Figura 2 muestra un sistema de reactor simplificado que comprende tres zonas de reacción en serie, que comparten un solo intercambiador de calor para recalentar dos corrientes, de acuerdo con la presente invención; y
La Figura 3 muestra una realización diferente de un sistema de reactor simplificado que comprende cinco zonas de reacción en serie, con dos intercambiadores de calor recalentando dos corrientes cada una, de acuerdo con la presente invención.
La realización de la presente invención mostrada en la Figura 2 demuestra un sistema de reactor simplificado en comparación con el sistema de intercambiador de calor y reactor múltiple convencional equivalente que se muestra en la Figura 1. Específicamente, en la realización de la invención según la Figura 2, un reactor adiabático (10) está separado internamente en una primera zona de reacción (11), una zona de reacción intermedia (12) y una zona de reacción final (13), conteniendo cada una un catalizador de deshidratación de lecho fijo (11a, 12a y 13a respectivamente).
Una corriente de reactivo precalentada (1) se suministra a una entrada de la primera zona de reacción (11) y entra en contacto con el primer catalizador de deshidratación (11a). Una corriente de efluente (2a) se extrae de una salida de la primera zona de reacción (11) y se suministra a un intercambiador de calor (5), en donde la corriente de efluente (2a) se recalienta mediante intercambio de calor con una corriente de transporte de calor (5a). La corriente recalentada (2b) se suministra a una entrada de la zona de reacción intermedia (12), en donde entra en contacto con el catalizador de deshidratación intermedio (12a). Se extrae una corriente de efluente (3a) de una salida de la zona de reacción intermedia (12) y se suministra al mismo intercambiador de calor (5) mencionado anteriormente, en donde la corriente de efluente (3a) se recalienta mediante intercambio de calor con corriente de transporte de calor (5a). La corriente recalentada (3b) se suministra a una entrada de la zona de reacción final (13), en donde entra en contacto con el catalizador de deshidratación final (13a). A continuación, se extrae una corriente de producto efluente (4) de una salida de la zona de reacción final (13).
La invención también es particularmente efectiva para simplificar la disposición de los sistemas de reactor más grandes. Esto se demuestra en la realización de la invención mostrada en la Figura 3, en donde un reactor adiabático (20) está separado internamente en una primera zona de reacción (21), tres zonas de reacción intermedias (22, 23 y 24), y una zona de reacción final (25), conteniendo cada una un catalizador de deshidratación de lecho fijo (21a, 22a, 23a, 24a y 25a, respectivamente).
Una corriente de reactivo precalentada (31) se suministra a una entrada de la primera zona de reacción (21) y entra en contacto con un catalizador de deshidratación (21a). Una corriente de efluente (32a) se extrae de una salida de la primera zona de reacción (21) y se suministra a un primer intercambiador de calor (210), en donde la corriente de efluente (32a) se recalienta mediante intercambio de calor con una corriente de transporte de calor (210a). La corriente recalentada (32b) se suministra a una entrada de la primera zona de reacción intermedia (22), en donde entra en contacto con un catalizador de deshidratación (22a). Una corriente de efluente (33a) se extrae de una salida de la primera zona de reacción intermedia (22) y se suministra al mismo primer intercambiador de calor (210) mencionado anteriormente, en donde la corriente de efluente (33a) se recalienta mediante intercambio de calor con corriente de transporte de calor (210a).
La corriente recalentada (33b) se suministra a una entrada de la segunda zona de reacción intermedia (23), en donde entra en contacto con un catalizador de deshidratación (23a). Una corriente de efluente (34a) se extrae de una salida de la segunda zona de reacción intermedia (23) y se suministra a un segundo intercambiador de calor (211), en donde la corriente de efluente (34a) se recalienta mediante intercambio de calor con corriente portadora de calor (211a). La corriente recalentada (34b) se suministra a una entrada de la tercera zona de reacción intermedia (24), en donde entra en contacto con un catalizador de deshidratación (24a). Una corriente de efluente (35a) se extrae de una salida de la tercera zona de reacción intermedia (24) y se suministra al mismo segundo intercambiador de calor mencionado anteriormente (211), en donde la corriente de efluente (35a) se recalienta mediante intercambio de calor con corriente portadora de calor (211 a). La corriente recalentada (35b) se suministra a una entrada de la zona de reacción final (25), en donde entra en contacto con el catalizador de deshidratación final (25a). A continuación, se extrae una corriente de producto efluente (36) de una salida de la zona de reacción final (25).
Un sistema convencional que comprende cinco reactores requeriría cuatro intercambiadores de calor entre los reactores para volver a calentar las corrientes intermedias. El diseño y la disposición de tuberías de un sistema tan grande serían geométricamente incómodos y costosos de configurar y mantener, lo que hace posible que el uso de un sistema de este tamaño y complejidad no sea económicamente viable. La presente invención proporciona un medio para reducir el número de recipientes de presión requeridos para un sistema de reactor, lo que simplifica el diseño del sistema y reduce la dificultad y el coste de las operaciones de construcción y mantenimiento.

Claims (10)

  1. REIVINDICACIONES
    i.Un proceso para la preparación de eteno por deshidratación química en fase de vapor de etanol usando un reactor adiabático, en donde el interior del reactor adiabático se separa en al menos tres zonas de reacción, que comprende una primera zona de reacción, al menos una zona de reacción intermedia y una zona de reacción final, y en donde cada zona contiene un catalizador de deshidratación de etanol; comprendiendo dicho proceso las etapas de;
    a) suministrar una corriente de alimentación de reactivo precalentada en una entrada de la primera zona de reacción;
    b) extraer una corriente de efluente de una salida de la primera zona de reacción;
    c) suministrar dicha corriente de efluente a una entrada de una zona de reacción intermedia posterior; d) extraer una corriente de efluente de una salida de la zona de reacción intermedia; e) repetir las etapas (c) y (d) para cualquier zona de reacción intermedia posterior, si está presente; f) suministrar, en una entrada de la zona de reacción final, la corriente de efluente de la zona de reacción intermedia precedente;
    g) extraer una corriente de producto de una salida de la zona de reacción final;
    en donde las corrientes de efluente se recalientan antes de suministrarse a una zona de reacción posterior mediante uno o más intercambiadores de calor; y
    en donde un único intercambiador de calor recalienta simultáneamente al menos dos de las corrientes de efluente, de tal modo que no más de un intercambiador de calor está presente por cada dos corrientes de efluente que se recalientan en el proceso.
  2. 2. El proceso de la reivindicación 1, en donde un único intercambiador de calor recalienta entre dos y cuatro corrientes de efluente simultáneamente.
  3. 3. El proceso de la reivindicación 1 o la reivindicación 2, en donde un único intercambiador de calor recalienta dos corrientes simultáneamente.
  4. 4. El proceso de una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en donde hay más de dos zonas de reacción intermedias; preferiblemente donde hay entre tres y cinco zonas de reacción intermedias; con mayor preferencia donde hay tres zonas de reacción intermedias.
  5. 5. El proceso de una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en donde los intercambiadores de calor son seleccionados de intercambiadores de calor de carcasa y tubos y/o intercambiadores de calor de placa/bastidor.
  6. 6. El proceso de una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en donde la diferencia en el área de superficie de contacto entre las dos o más corrientes de efluente que se recalientan en un único intercambiador de calor y los respectivos elementos de calentamiento del intercambiador de calor es inferior al 10 %, preferiblemente inferior al 5 %, más preferiblemente inferior al 2 %.
  7. 7. El proceso de una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en donde el área de superficie de contacto entre las dos o más corrientes de efluente se recalienta en un único intercambiador de calor y el elemento de calentamiento respectivo del intercambiador de calor es idéntico.
  8. 8. El proceso de una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en donde la diferencia de presión entre las zonas de reacción individuales es inferior a 1 MPa; preferiblemente en donde la diferencia de presión entre las zonas de reacción individuales es inferior a 0,5 MPa; y más preferiblemente en donde la diferencia de presión entre las zonas de reacción individuales es inferior a 0,3 MPa.
  9. 9. El proceso de una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en donde la diferencia entre las temperaturas de las corrientes de efluente intermedias individuales, después de que se recalienta, es inferior a 20 °C, con mayor preferencia inferior a 10 °C y con la máxima preferencia inferior a 5 °C.
  10. 10.El proceso de una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en donde la diferencia entre las temperaturas de las corrientes de efluente intermedias individuales antes de recalentarse es inferior a 20 °C, con mayor preferencia inferior a 10 °C y con la máxima preferencia inferior a 5 °C.
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Family Cites Families (18)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB516360A (en) * 1938-06-21 1940-01-01 Distillers Co Yeast Ltd Improvements relating to the catalytic conversion of alcohols to olefines
DE1493190C3 (de) 1963-04-16 1980-10-16 Studiengesellschaft Kohle Mbh, 4330 Muelheim Verfahren zur Trennung von Stoffgemischen
US4123448A (en) * 1977-06-01 1978-10-31 Continental Oil Company Adiabatic reactor
BR7705256A (pt) 1977-08-09 1979-04-03 Petroleo Brasileiro Sa Processo e preparacao de eteno
BR8101487A (pt) 1981-03-13 1982-10-26 Petroleo Brasileiro Sa Processo de desidratacao de um alcool de baixo peso molecular
US5254316A (en) * 1988-12-21 1993-10-19 Ammonia Casale S.A. Reactors for heterogeneous synthesis
EP1792885A1 (en) 2005-11-29 2007-06-06 BP Chemicals Limited Process for producing ethylene
EP1790627A1 (en) 2005-11-29 2007-05-30 BP Chemicals Limited Process for producing olefins
RU2008126387A (ru) 2005-11-29 2010-01-10 БП Кемикэлз Лимитед (GB) Способ получения олефинов
EP1792886A1 (en) 2005-11-29 2007-06-06 BP Chemicals Limited Process for producing propylene
BRPI0601803A (pt) 2006-05-18 2008-02-19 Helcio Valladares Barrocas processo para produção de eteno a partir de álcool etìlico
EP1982761A1 (en) 2006-11-22 2008-10-22 BP Chemicals Limited Supported heteropolyacid catalysts
EP1925363A1 (en) 2006-11-22 2008-05-28 BP Chemicals Limited Process for producing alkenes from oxygenates by using supported heteropolyacid catalysts
WO2008062157A1 (en) 2006-11-22 2008-05-29 Bp Chemicals Limited Process for producing alkenes from oxygenates by using supported heteropolyacid catalysts
SG183271A1 (en) * 2010-02-24 2012-09-27 Bp Plc Process for preparing an alkene
US9014761B2 (en) * 2011-07-13 2015-04-21 Lg Electronics Inc. Mobile terminal
US20130178674A1 (en) * 2012-01-09 2013-07-11 Hassan Taheri Reactor and process for dehydration of ethanol to ethylene
EP2759338A1 (en) * 2013-01-29 2014-07-30 Ammonia Casale S.A. Adiabatic multi-bed catalytic converter with inter-bed cooling

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