ES2967045T3 - Descomposición térmica en combustión química en bucle - Google Patents

Descomposición térmica en combustión química en bucle Download PDF

Info

Publication number
ES2967045T3
ES2967045T3 ES20712693T ES20712693T ES2967045T3 ES 2967045 T3 ES2967045 T3 ES 2967045T3 ES 20712693 T ES20712693 T ES 20712693T ES 20712693 T ES20712693 T ES 20712693T ES 2967045 T3 ES2967045 T3 ES 2967045T3
Authority
ES
Spain
Prior art keywords
reactor
process according
space velocity
fuel
hourly space
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Active
Application number
ES20712693T
Other languages
English (en)
Inventor
Vasily Simanzhenkov
Rabi Dey
Hany Farag
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Nova Chemicals International SA
Original Assignee
Nova Chemicals International SA
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Nova Chemicals International SA filed Critical Nova Chemicals International SA
Application granted granted Critical
Publication of ES2967045T3 publication Critical patent/ES2967045T3/es
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G9/00—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G9/34—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils by direct contact with inert preheated fluids, e.g. with molten metals or salts
    • C10G9/36—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils by direct contact with inert preheated fluids, e.g. with molten metals or salts with heated gases or vapours
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G35/00—Reforming naphtha
    • C10G35/04—Catalytic reforming
    • C10G35/10—Catalytic reforming with moving catalysts
    • C10G35/12—Catalytic reforming with moving catalysts according to the "moving-bed" method
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G59/00—Treatment of naphtha by two or more reforming processes only or by at least one reforming process and at least one process which does not substantially change the boiling range of the naphtha
    • C10G59/02—Treatment of naphtha by two or more reforming processes only or by at least one reforming process and at least one process which does not substantially change the boiling range of the naphtha plural serial stages only
    • C10G59/04—Treatment of naphtha by two or more reforming processes only or by at least one reforming process and at least one process which does not substantially change the boiling range of the naphtha plural serial stages only including at least one catalytic and at least one non-catalytic reforming step
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G9/00—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G9/28—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid material
    • C10G9/30—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid material according to the "moving bed" method
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F23—COMBUSTION APPARATUS; COMBUSTION PROCESSES
    • F23C—METHODS OR APPARATUS FOR COMBUSTION USING FLUID FUEL OR SOLID FUEL SUSPENDED IN  A CARRIER GAS OR AIR 
    • F23C10/00—Fluidised bed combustion apparatus
    • F23C10/005—Fluidised bed combustion apparatus comprising two or more beds
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F23—COMBUSTION APPARATUS; COMBUSTION PROCESSES
    • F23C—METHODS OR APPARATUS FOR COMBUSTION USING FLUID FUEL OR SOLID FUEL SUSPENDED IN  A CARRIER GAS OR AIR 
    • F23C10/00—Fluidised bed combustion apparatus
    • F23C10/01—Fluidised bed combustion apparatus in a fluidised bed of catalytic particles
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4075—Limiting deterioration of equipment
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F23—COMBUSTION APPARATUS; COMBUSTION PROCESSES
    • F23C—METHODS OR APPARATUS FOR COMBUSTION USING FLUID FUEL OR SOLID FUEL SUSPENDED IN  A CARRIER GAS OR AIR 
    • F23C2206/00—Fluidised bed combustion
    • F23C2206/10—Circulating fluidised bed
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02E—REDUCTION OF GREENHOUSE GAS [GHG] EMISSIONS, RELATED TO ENERGY GENERATION, TRANSMISSION OR DISTRIBUTION
    • Y02E20/00—Combustion technologies with mitigation potential
    • Y02E20/34—Indirect CO2mitigation, i.e. by acting on non CO2directly related matters of the process, e.g. pre-heating or heat recovery

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Feeding And Controlling Fuel (AREA)
  • Physical Or Chemical Processes And Apparatus (AREA)

Abstract

Se presenta un método de descomposición térmica para craquear etano y/o alimentación de hidrocarburos de alcano superior o la mezcla de cualquiera de estos hidrocarburos para descomponerlos en elementos componentes o constituyentes más simples usando calor de un agente metálico caliente de un proceso de combustión en bucle químico. (Traducción automática con Google Translate, sin valor legal)

Description

DESCRIPCIÓN
Descomposición térmica en combustión química en bucle
Campo técnico
La presente invención se refiere a un proceso para descomponer térmicamente alcanos, incluyendo etano y/o hidrocarburos superiores, usando calor de un agente metálico caliente procedente de un proceso de combustión química en bucle.
Antecedentes de la técnica
Los hornos de craqueo en los procesos comerciales de craqueo al vapor están alcanzando los límites de eficiencia. El rendimiento y la selectividad dependen en gran medida del mecanismo de transferencia de calor y de cómo la materia prima de hidrocarburos se pone en contacto con la fuente de calor. Los hornos de craqueo sufren problemas de formación y depósito de coque que conducen a una pérdida de productividad. Además, los hornos de craqueo al vapor actuales son grandes fuentes de gases de efecto invernadero, cuya captura a partir de los gases de combustión resulta muy costosa.
La patente de Estados Unidos 7.540.893 concedida el 2 de junio de 2009 a Liu y Zamansky, asignada a General Electric Company, describió un sistema y un método para producir gas de síntesis que incluye una zona de regeneración. La zona de regeneración incluía un primer lecho fluidizado configurado para recibir un oxidante para producir un material de transferencia de oxígeno regenerado (MTO). El sistema incluía además una zona de reformado mixto que comprende un segundo lecho fluidizado configurado para recibir un primer combustible y el MTO regenerado para producir una primera corriente de reformado y una zona de reformado con vapor que comprende un tercer lecho fluidizado configurado para recibir la primera corriente de reformado, un segundo combustible y vapor para producir el gas de síntesis. La zona de regeneración, la zona de reformado mixto y la zona de reformado con vapor estaban en comunicación fluida entre sí. La temperatura en la zona de reformado mixto de oxidación parcial catalítica (OPC) fue de 700 °C a 1100 °C. No había un tercer reactor para calentar el etano a 900 °C.
La solicitud de patente internacional WO 2018/005456 presentada el 27 de junio de 2017 a favor de Sofrankoet al.,asignada a Bio2Electric, LLC, describió sistemas de agentes de transferencia de oxígeno mejorados y métodos de uso de los mismos. Describieron un método para producir olefinas a partir de una alimentación de hidrocarburos que incluía la etapa de poner en contacto una alimentación de hidrocarburos compuesta por uno o más alcanos con un agente de transferencia de oxígeno a una temperatura de 350 °C a 1000 °C. El agente de transferencia de oxígeno comprendía un agente calcógeno donador de oxígeno compuesto por al menos uno de S, Se o Te y un óxido metálico reducible. El calcógeno tenía un estado de oxidación mayor que 2. También describieron un método para producir una o más olefinas mediante combustión parcial de una alimentación de hidrocarburos que incluye quemar parcialmente una alimentación de hidrocarburos compuesta por uno o más alcanos poniendo en contacto la alimentación de hidrocarburos con un agente de transferencia de oxígeno que comprende CaSO4 a una temperatura de 350 °C a 1000 °C para producir una o más olefinas que comprenden etileno y coproduciendo agua. Este es un proceso de deshidrogenación oxidativa (DHO) utilizando CaSO4 como agente de transferencia de oxígeno en el proceso de tipo de lecho móvil.
La solicitud de patente de Estados Unidos 2012/0214106 de Sitet al.,asignada al New York Blood Center, presentada el 13 de octubre de 2011 (abandonada) describe un proceso de combustión química en bucle para producir calor o vapor o ambos a partir de un combustible de hidrocarburo. Un portador de oxígeno de óxido metálico se reduce desde un estado de oxidación inicial en una primera reacción de reducción con un combustible de hidrocarburo para proporcionar CO2, H2O, calor y un metal reducido u óxido metálico que tiene un primer estado reducido, el primer estado reducido es inferior al estado de oxidación inicial, y luego el metal reducido u óxido metálico del primer estado reducido se reduce aún más en una segunda reacción de reducción con combustible de hidrocarburo adicional para proporcionar CO2, H2O, calor y otro metal reducido u óxido metálico que tiene un segundo estado reducido, el segundo estado reducido es más bajo que el primer estado reducido. El metal u óxido metálico aún más reducido se oxidó, sustancialmente de nuevo al estado de oxidación inicial con aire para producir N2, O2 y calor. La presente solicitud de patente no describe un tercer reactor.
La solicitud de patente de Estados Unidos 2017/0313637 de Sofrankoet al.,presentada provisionalmente el 24 de septiembre de 2014, asignada a Bio2Electric, LLC y a la Universidad Estatal de Carolina del Norte, describió un agente de transferencia de oxígeno útil para la deshidrogenación oxidativa de hidrocarburos saturados que incluye al menos un óxido mixto derivado de manganeso o compuestos del mismo, así como un promotor, tal como tungsteno y/o fósforo. El agente de transferencia de oxígeno también puede incluir un metal alcalino o compuestos del mismo, boro o compuestos del mismo, un óxido de un metal alcalinotérreo y un óxido que contiene uno o más de uno o más de manganeso, litio, boro y magnesio. Se llenó al menos parcialmente un reactor con el agente de transferencia de oxígeno en forma de lecho fijo o circulante y se proporcionó un producto hidrocarbonado insaturado, tal como etileno y/o propileno. El agente de transferencia de oxígeno se puede regenerar usando oxígeno.
La patente de Estados Unidos 9.956.544 de Schammelet al., 1de mayo de 2018, asignado a Siluria Technologies, Inc., describió catalizadores heterogéneos con dopantes opcionales. Los catalizadores fueron útiles en diversas reacciones catalíticas, por ejemplo, el acoplamiento oxidativo del metano a hidrocarburos C2+. El catalizador utilizó elementos lantánidos.
La solicitud de patente de Estados Unidos 2017/0210685 de Simanzhenkovet al.,presentada el 8 de octubre de 2015, asignada a NOVA Chemicals, describió la deshidrogenación catalíticamente oxidativa de etano a etileno con altas conversiones y alta selectividad en un reactor de lecho fluidizado circulante (LFC) en presencia de oxígeno en la alimentación en una cantidad superior al límite de inflamabilidad. El reactor tenía un reactor de regeneración adjunto para regenerar el catalizador y volver al LFC. Además, el documento US 4840 928 A divulga un proceso según la técnica anterior.
Sumario de la invención
Ninguno de los ejemplos anteriores enseña cómo extraer calor de los óxidos reducidos del reactor de combustible para craquear etano y luego pasar los óxidos enfriados al reactor de aire.
Una realización de la divulgación proporciona un proceso para craquear térmicamente uno o más hidrocarburos C2-Ca que comprende integrar una reacción de combustión química en bucle con un craqueador de vapor en donde: a) se hace pasar un lecho móvil de partículas inorgánicas reducidas que tiene una temperatura de fusión superior a 1500 °C y un tamaño de partícula de 10 a 300 micrómetros a través de un reactor de oxidación a una temperatura de 300 °C a 1200 °C durante un período de tiempo menor de 2 minutos a una velocidad espacial horaria del gas para el oxidante a partir de 500 h-1 a 6000 h-1, velocidad espacial horaria en peso de 0,5 a 60, para oxidar no menos del 20 % en peso de dichas partículas inorgánicas que pasan a través de dicho reactor de oxidación; pasar dichas partículas inorgánicas oxidadas hacia y a través de un lecho móvil en un reactor de combustible junto con un combustible en ausencia de un oxidante gaseoso durante un período de tiempo de menos de 2 minutos a una velocidad espacial horaria del gas para el combustible de 500 h-1 a 6000 h-1, velocidad espacial horaria en peso de 0,5 a 60, para quemar sustancialmente el combustible y cualquier carbono superficial en las partículas inorgánicas y reducir las partículas inorgánicas y calentarlas a una temperatura de 1000 °C a 1200 °C; pasar dichas partículas inorgánicas reducidas calentadas como un lecho móvil a través de al menos una parte de un reactor de craqueo, al mismo tiempo o a contracorriente, opcionalmente con vapor y uno o más alcanos a una temperatura de 750 °C a 1200 °C durante un período de tiempo inferior a 2 minutos a una velocidad espacial horaria del gas para los alcanos de 500 h-1 a 6000 h-1, pesar la velocidad espacial horaria de 0,5 a 60 y craquear dichos uno o más alcanos, para producir una corriente de productos que comprende: H2, una o más olefinas, vapor y mezclas de alquinos, aromáticos, diolefinas, hidrocarburos pesados y coque; y hacer pasar las partículas inorgánicas reducidas desde dicho reactor de craqueo a dicho reactor de oxidación.
En una realización adicional, la alimentación al reactor de craqueo comprende uno o más alcanos C2-C4.
En una realización adicional, las partículas se seleccionan de al menos un promotor seleccionado del grupo que consiste en litio (Li), sodio (Na), magnesio (Mg), fósforo (P), potasio (K), calcio (Ca), titanio (Ti), vanadio (V), cromo (Cr), manganeso (Mn), hierro (Fe), cobalto (Co), níquel (Ni), cobre (Cu), cinc (Zn), galio (Ga), arsénico (As), rubidio (Rb), estroncio (Sr), itrio (Y), circonio (Zr), niobio (Nb), molibdeno (Mo), rutenio (Ru), estaño (Sn), antimonio (Sb), cesio (Cs), bario (Ba), lantano (La), cerio (Ce), praseodimio (Pr), samario (Sm), tungsteno (W), bismuto (Bi) y combinaciones de los mismos.
En una realización adicional, el reactor de oxidación funciona a una temperatura de 500 °C a 1300 °C.
En una realización adicional, el reactor de oxidación un reactor ascendente.
En una realización adicional, el reactor de oxidación un reactor de craqueo catalítico fluido.
En una realización adicional, el reactor de oxidación reactor de lecho circulante.
En una realización adicional, el reactor de craqueo tiene una temperatura de salida de 850 °C a 1200 °C.
En una realización adicional, no menos del 80 % en peso de las partículas inorgánicas en el reactor de oxidación se oxidan a un estado de oxidación superior.
En una realización adicional, el tamaño de partícula para las partículas es de 40 a 150 micrómetros.
En una realización adicional, en el reactor de oxidación, la velocidad espacial horaria del gas para el oxidante es de 1000 h.-1 a 5000 h-1, velocidad espacial horaria en peso de 0,5 a 60.
En una realización adicional, el combustible para el reactor de combustible es gas natural.
En una realización adicional, la velocidad espacial horaria del gas del reactor de combustible para el combustible es de 1000 h.-1 a 5000 h-1, velocidad espacial horaria en peso de 0,5 a 60.
En una realización adicional, en el reactor de craqueo, la velocidad espacial horaria del gas para el alcano y el vapor es de 1000 h.-1 a 5000 h-1, velocidad espacial horaria en peso de 0,5 a 60.
En una realización adicional, el proceso comprende un intercambiador de calor para extraer calor del escape del reactor de combustible y proporcionar calor al alcano antes de que entre en el reactor de craqueo.
En una realización adicional, el hidrocarburo es uno o más alcanos.
En una realización adicional, el uno o más alcanos es etano.
Breve descripción de los dibujos
La figura 1 es una representación esquemática del proceso divulgado.
La figura 2 es una representación esquemática del proceso divulgado, incluyendo un precalentador de alimentación.
Descripción de las realizaciones
En el presente documento se describe un nuevo método de descomposición térmica para craquear C2 y/o la alimentación de hidrocarburos de alcano superior o la mezcla de cualquiera de estos hidrocarburos para descomponerse en elementos componentes o constituyentes más simples usando calor de un agente metálico caliente de un proceso de combustión química en bucle.
Los hornos de craqueo en el proceso comercial de craqueo al vapor están alcanzando los límites de cómo pueden optimizarse más allá de su eficiencia actual. El rendimiento y la selectividad dependen en gran medida del mecanismo de transferencia de calor y de cómo la materia prima de hidrocarburos se pone en contacto con la fuente de calor. El método descrito en el presente documento permite la transferencia directa de calor, cerca del 100 % de eficiencia y una configuración de proceso de craqueo con tiempo de residencia corto. La mezcla rápida y completa de la materia prima de hidrocarburos con la fuente de calor en un reactor de lecho fluidizado brinda el beneficio de craqueo con un tiempo de residencia corto y, por lo tanto, evita el craqueo secundario.
Los hornos de craqueo actuales sufren problemas de formación y depósito de coque que conducen a una pérdida de productividad. El método descrito en el presente documento no presenta problemas de formación de coque, en cambio, se beneficia potencialmente si se forma o deposita coque en el medio de transferencia de calor.
Los procesos de craqueo al vapor actuales son grandes emisores de gases de efecto invernadero, cuya captura a partir de los gases de combustión resulta muy costosa. El método descrito en el presente documento ofrece la oportunidad de capturar el gas de efecto invernadero de forma fácil y económica mientras se descomponen los alcanos.
El proceso de combustión química en bucle es una tecnología semicomercial en la que el portador de oxígeno sólido (óxido metálico) transfiere O2 del aire al combustible. La forma reducida del metal reacciona con el oxígeno del aire en un reactor de aire y se oxida. La forma oxidada del metal dona oxígeno al combustible en el reactor de combustible y se reduce.
El agente metálico es un agente portador de oxígeno, típicamente un óxido metálico como el óxido de hierro, óxido de níquel, óxido de manganeso, etc., que pueden utilizarse en el proceso de combustión química en bucle. Opcionalmente, el portador de oxígeno también se puede diluir con un material de alta capacidad calorífica que almacenará el calor y liberará la fase gaseosa para permitir gestionar cuánto calor va al reactor de craqueo y cuánto se lleva la corriente de efluente gaseoso del el reactor de aire o el reactor de combustible.
En el presente documento se describe el método de acoplamiento del proceso de combustión química en bucle con el proceso de craqueo de hidrocarburos. El método implica la utilización del calor del agente metálico del reactor de combustible para realizar la reacción de craqueo de alcanos en un reactor separado. La forma reducida del agente metálico del reactor de combustible puede ponerse en contacto con las moléculas de alcano para la transferencia de calor en el reactor de craqueo para desintegrar las moléculas de alcano en olefinas.
Los procesos de combustión química en bucle (CQB) se utilizan en aplicaciones comerciales. No obstante, Hasta ahora no se habían propuesto procesos de CQB acoplados a un reactor de craqueo.
El método de craqueo de hidrocarburos alcanos se realiza mediante la integración de tres procesos:
1. La oxidación de agente(s) metálico(s) a óxido(s) metálico(s) o de óxido metálico en estado de valencia inferior a óxidos metálicos en estado de valencia superior en presencia de aire;
2. La combustión de combustible con el oxígeno de los óxidos metálicos para producir energía; y
3. El craqueo de la alimentación de hidrocarburos utilizando el calor del agente metálico caliente.
El método incluye tres reactores acoplados en un proceso cíclico. El agente metálico fluye cíclicamente de un reactor al otro. Con referencia a la figura 1, los óxidos metálicos (107) en su estado de oxidación superior fluyen desde el reactor de aire (102) al reactor de combustible (103). La corriente (107) puede comprender óxido metálico en su estado de valencia superior, como óxidos de hierro (Fe2O3), óxido de níquel (NiO), óxido de cobre (CuO) y óxido de manganeso (Mn2O3) en cualquier intervalo de temperatura entre 300 °C y 1200 °C.
El óxido metálico sólido puede separarse de los otros reactivos y productos gaseosos mediante un separador ciclónico (no mostrado) y transportarse al reactor de combustible (103) por diferencia de presión. El reactor de combustible (103) puede estar acoplado estrechamente con el sistema de reactor de aire (102).
El agente de óxidos metálicos puede fluidizarse en el reactor de combustible (103) donde se introduce y quema el combustible (111). El combustible (111) puede ser hidrocarburos como gas natural o hidrógeno producido a partir del reactor de craqueo (101) o una mezcla de ambos. La reacción de combustión se produce entre los hidrocarburos y el oxígeno presente en los óxidos metálicos. Los óxidos metálicos pierden su oxígeno y se convierten a una forma de metal elemental o a un estado reducido de óxido. El hidrocarburo se convierte en dióxido de carbono y agua y puede producir cierta cantidad de monóxido de carbono (112). La energía producida durante la reacción de combustión será transportada por el flujo de salida que sale del sistema, que es la corriente de producto gaseoso y la corriente de metal sólido reducido.
Como se muestra en la figura 1, la corriente de metal reducida (108) puede separarse nuevamente mediante un ciclón (no mostrado) de la mezcla gaseosa de alimentación y producto y transportarse al reactor de craqueo (101). El agente metálico reducido puede fluidizarse en el reactor (101) donde se introduce la corriente de alimentación de hidrocarburo fría o precalentada (104).
La corriente de metal reducida (108) puede contener metal elemental como Ni, Fe o forma reducida de óxidos metálicos como FeO, Cu2O3 o MnO. La temperatura de la corriente (108) puede variar de 1000 °C a 1200 °C.
Con referencia a la figura 2, la corriente de alimentación de hidrocarburos (113) se puede precalentar con el calor producido ya sea desde el reactor de aire (114) o desde el reactor de combustible (115).
Dentro del reactor de craqueo (101), la transferencia de calor tiene lugar desde el agente metálico caliente a la corriente de alimentación de hidrocarburos relativamente fría (104) y el craqueo de hidrocarburos se produce cuando se alcanza la temperatura de craqueo. La temperatura de craqueo típica se puede alcanzar entre 750 °C y 900 °C. También se puede introducir vapor en el reactor de craqueo para evitar una gran formación de coque.
El agente metálico sólido se puede separar del reactivo de hidrocarburo gaseoso y la mezcla de productos a través de un separador ciclónico (no mostrado) y la corriente de metal (106) se puede elevar de regreso al reactor de aire.
La corriente de metal (106) contiene la misma composición que la corriente de metal (108). La temperatura de la corriente puede variar de 750 °C a 900 °C.
El agente metálico puede fluidizarse dentro del reactor de aire (102) donde se introduce aire (109) como reactivo.
Dentro del reactor de aire (102), el metal reducido reacciona con el oxígeno presente en el aire (109) para formar óxidos metálicos a partir de metal elemental o se convierte de un estado de valencia inferior a óxidos metálicos de estado de valencia superior. En este reactor se queman parcial o totalmente los posibles depósitos de coque con el agente metálico.
Los óxidos metálicos oxidados del reactor de aire se pueden separar a través de un separador ciclónico (no mostrado) y transferirse (107) al reactor de combustible (103).
El gas craqueado (105) del reactor de craqueo (101) puede comprender etileno, mezcla de olefinas, alquinos y otros subproductos dependiendo de la composición de la materia prima de hidrocarburos.
El gas craqueado (105) se puede separar adicionalmente mediante un método de separación convencional para producir una corriente pura.
El vapor a varios niveles de presión (por ejemplo, presión alta, presión media y presión baja) se puede generar a partir del agua de alimentación de la caldera (<a>A<c>) utilizando el calor del aire caliente sin oxígeno del reactor de aire (102). El vapor generado se puede introducir en el reactor de craqueo (101) en una proporción fija con hidrocarburo para controlar la gravedad del craqueo. El condensado de vapor obtenido del gas craqueado después del enfriamiento puede reciclarse como alimentación de AAC. También se puede generar vapor utilizando el calor (115) del gas de combustión del reactor de combustible (103). Cualquier vapor adicional generado en el proceso se puede utilizar en equipos rotativos impulsados por turbinas.
El proceso anterior produce una mezcla de gases de combustión que contiene CO2 y H2O solamente. El H2O se puede separar fácilmente de la mezcla condensando agua en un refrigerados y se puede producir fácilmente CO2 puro. El método es un método económico de una sola etapa para capturar CO2 del proceso. El gas de combustión (gas de combustión) del proceso de craqueo al vapor convencional contiene una alta concentración de N2 en la mezcla que hace que el proceso de captura de CO2 sea muy intensivo en capital y energía.
El CO2 capturado del proceso se puede convertir parcialmente en metanol u otro tipo de oxigenados al reaccionar con el hidrógeno producido en el reactor de craqueo. Para convertir todo el CO2 generado en el proceso en metanol, podría ser necesario H2 adicional.
Ejemplo
El proceso para descomponer térmicamente los alcanos, incluyendo etano y/o hidrocarburos superiores, usando calor de un agente metálico caliente procedente de un proceso de combustión química en bucle se ha simulado usando un simulador comercial AspenPlus® y se presenta esquemáticamente en la figura 2.
Los óxidos metálicos simulados fueron Mn3O4 (Trima-01) y MnO (Manga-02). Se eligieron Trima-01 y Manga-02 para representar la porción más activa del transportador de oxígeno para el reactor; otros materiales cerámicos, tales como MgO o CaO pueden aumentar la temperatura a la que la movilidad y la reactividad de las moléculas en estado líquido se vuelven apreciables (la "Temperatura Tammann", por Gustav Tammann) del transportador de oxígeno y permiten una mayor vida útil del material.
La reacción en el reactor de aire, 102, es:
O26Manga- 02 ^2Trima- 01
En el reactor de combustible, 103, la reacción es:
2Trima- 01 ^6Manga- 02 O2
En el reactor de craqueo, 101, la reacción es:
C2H6 ^ C2H4 H2
No se consideraron otras reacciones. Los reactores se modelan como adiabáticos. La oxidación del metal por aire es exotérmica. La temperatura de salida del reactor de aire (RA), 110, se calculó que era 1324 °C. El caudal al RA, 109, se configuró de modo que la mayor parte del O2 se consume en el reactor RA, 102.
El calor asociado con el aire, 110, del RA, 102, se utilizó para producir vapor de alta presión (AP). La corriente sólida, 107, del RA, 102, al reactor de combustible (RCb), 103, se calculó que estaba a una temperatura de 1324 °C.
En el RCb se producen dos reacciones, 103. En la primera reacción, el óxido metálico pierde oxígeno para convertirse en óxido metálico de menor valencia; Mn3O4, 107, se convierte en MnO, 108, mediante un proceso endotérmico. En la segunda reacción, se inyecta metano, 111, en el RCb, 103, donde el metano reacciona con el oxígeno para producir CO2, 112. Esta última reacción es exotérmica. En conjunto, el proceso es ligeramente endotérmico.
La temperatura de salida del reactor RCb, 103, se calcula en 1214 °C. El calor de la corriente de CO2, 115, desde el RCb, 103 y el calor de la corriente de H2O, 114, del RA, 102, se utiliza para calentar etano frío, 113, hasta el 500 °C, 104, antes de ir al reactor de craqueo, 101. La temperatura de salida del reactor de craqueo (RC), 105, se mantiene en aproximadamente 830 °C.
El MnO sólido del RC, 101, vuelve al RA, 102, a 830 °C, 106.
Los resultados fueron que el sistema de craqueo de etano acoplado por combustión química en bucle, con 9,27 ton/h de circulación de aire al RA, 109, 0,54 ton/h de inyección de metano al RCb, 111, y 25,17 ton/h de circulación de óxido metálico entre RA-RCb-RC, 106, 107 y 108, la cantidad de etano que se craqueó fue de 1,13toneladas/hora, 105. La temperatura de la corriente de salida del gas del RCb, 112, se puede reducir aún más a menos de 100 °C generando varios niveles de vapor. El agua se condensará de la mezcla dejando CO2 saturado en agua en fase gaseosa. El CO2 se puede convertir en metanol según la siguiente reacción:
CO2+ 3H2 ^CH3OH+H2O
Para el ejemplo anterior, se producen 29,6 kg-mol de dióxido de carbono a partir del RCb, 112, y 38,5 kg-mol de hidrógeno producido en el RC, 105. Por lo tanto, alrededor del 43% del CO2 capturado se pueden convertir en productos químicos utilizando el hidrógeno producido en el mismo sistema.
TABLA 1
Aplicabilidad industrial
La presente divulgación se refiere a un proceso para craquear térmicamente uno o más hidrocarburos C2-C8 en los que se integra una reacción de combustión química en bucle con un craqueador al vapor.

Claims (14)

REIVINDICACIONES
1. Un proceso para craquear térmicamente uno o más hidrocarburos C2-C8 que comprende integrar una reacción de combustión química en bucle con un craqueador al vapor, en donde:
a) se hace pasar un lecho móvil de partículas inorgánicas reducidas que tiene una temperatura de fusión superior a 1500 °C y un tamaño de partícula de 10 a 300 micrómetros a través de un reactor de oxidación a una temperatura de 300 °C a 1200 °C durante un período de tiempo menor de 2 minutos a una velocidad espacial horaria del gas para el oxidante a partir de 500 h-1 a 6000 h-1, velocidad espacial horaria en peso de 0,5 a 60, para oxidar no menos del 20 % en peso de dichas partículas inorgánicas que pasan a través de dicho reactor de oxidación;
b) pasar dichas partículas inorgánicas oxidadas hacia y a través de un lecho móvil en un reactor de combustible junto con un combustible en ausencia de un oxidante gaseoso durante un período de tiempo de menos de 2 minutos a una velocidad espacial horaria del gas para el combustible de 500 h-1 a 6000 h-1, velocidad espacial horaria en peso de 0,5 a 60, para quemar sustancialmente el combustible y cualquier carbono superficial en las partículas inorgánicas y reducir las partículas inorgánicas y calentarlas a una temperatura de 1000 °C a 1200 °C; c) pasar dichas partículas inorgánicas reducidas calentadas como un lecho móvil a través de al menos una parte de un reactor de craqueo, al mismo tiempo o a contracorriente, opcionalmente con vapor y uno o más alcanos a una temperatura de 750 °C a 1200 °C durante un período de tiempo inferior a 2 minutos a una velocidad espacial horaria del gas para los alcanos de 500 h-1 a 6000 h-1, pesar la velocidad espacial horaria de 0,5 a 60 y craquear dichos uno o más alcanos, para producir una corriente de productos que comprende: H2, una o más olefinas, vapor y mezclas de alquinos, aromáticos, diolefinas, hidrocarburos pesados y coque; y
d) pasar las partículas inorgánicas reducidas desde dicho reactor de craqueo a dicho reactor de oxidación.
2. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en donde la alimentación al reactor de craqueo comprende uno o más alcanos C2-C4.
3. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en donde las partículas se seleccionan de al menos un promotor seleccionado del grupo que consiste en litio (Li), sodio (Na), magnesio (Mg), fósforo (P), potasio (K), calcio (Ca), titanio (Ti), vanadio (V), cromo (Cr), manganeso (Mn), hierro (Fe), cobalto (Co), níquel (Ni), cobre (Cu), cinc (Zn), galio (Ga), arsénico (As), rubidio (Rb), estroncio (Sr), itrio (Y), circonio (Zr), niobio (Nb), molibdeno (Mo), rutenio (Ru), estaño (Sn), antimonio (Sb), cesio (Cs), bario (Ba), lantano (La), cerio (Ce), praseodimio (Pr), samario (Sm), tungsteno (W), bismuto (Bi) y combinaciones de los mismos.
4. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en donde el reactor de oxidación funciona a una temperatura de 500 °C a 1300 °C.
5. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en donde el reactor de oxidación es un reactor ascendente, un reactor de craqueo catalítico fluido o un reactor de lecho circulante.
6. El proceso de acuerdo con la reivindicación 4, en donde el reactor de craqueo tiene una temperatura de salida de 850 °C a 1200 °C.
7. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en donde no menos del 80 % en peso de las partículas inorgánicas en el reactor de oxidación se oxidan a un estado de oxidación superior.
8. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en donde el tamaño de partícula para las partículas es de 40 a 150 micrómetros.
9. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en donde en el reactor de oxidación la velocidad espacial horaria del gas para el oxidante es de 1000 h-1 a 5000 h-1, velocidad espacial horaria en peso de 0,5 a 60.
10. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en donde el combustible para el reactor de combustible es gas natural.
11. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en donde en el reactor de combustible la velocidad espacial horaria del gas para el combustible es de 1000 h-1 a 5000 h-1, velocidad espacial horaria en peso de 0,5 a 60.
12. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en donde en el reactor de craqueo la velocidad espacial horaria del gas para el alcano y el vapor es de 1000 h-1 a 5000 h1, velocidad espacial horaria en peso de 0,5 a 60.
13. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, que comprende además un intercambiador de calor para extraer calor del escape del reactor de combustible y proporcionar calor al alcano antes de que entre en el reactor de craqueo.
14. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en donde el hidrocarburo es uno o más alcanos, en donde opcionalmente uno o más alcanos es etano.
ES20712693T 2019-03-13 2020-03-06 Descomposición térmica en combustión química en bucle Active ES2967045T3 (es)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CA3036625A CA3036625A1 (en) 2019-03-13 2019-03-13 Thermal decomposition in chemical looping combustion
PCT/IB2020/051978 WO2020183327A1 (en) 2019-03-13 2020-03-06 Thermal decomposition in chemical looping combustion

Publications (1)

Publication Number Publication Date
ES2967045T3 true ES2967045T3 (es) 2024-04-25

Family

ID=69846522

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
ES20712693T Active ES2967045T3 (es) 2019-03-13 2020-03-06 Descomposición térmica en combustión química en bucle

Country Status (5)

Country Link
US (1) US11549063B2 (es)
EP (1) EP3938706B1 (es)
CA (1) CA3036625A1 (es)
ES (1) ES2967045T3 (es)
WO (1) WO2020183327A1 (es)

Family Cites Families (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4840928A (en) * 1988-01-19 1989-06-20 Mobil Oil Corporation Conversion of alkanes to alkylenes in an external catalyst cooler for the regenerator of a FCC unit
US5171540A (en) * 1991-02-25 1992-12-15 Phillips Petroleum Company Catalyst regeneration
US7540893B2 (en) 2005-12-06 2009-06-02 General Electric Company System and method for producing synthesis gas
US20120214106A1 (en) 2010-10-13 2012-08-23 Song Sit Chemical looping combustion
WO2015168601A2 (en) 2014-05-02 2015-11-05 Siluria Technologies, Inc. Heterogeneous catalysts
WO2016049144A1 (en) 2014-09-24 2016-03-31 Bio2Electric, Llc Oxygen transfer agents for the oxidative dehydrogenation of hydrocarbons and systems and processes using the same
US9790437B2 (en) * 2014-10-09 2017-10-17 Saudi Arabian Oil Company Integrated heavy liquid fuel coking with chemical looping concept
CA2867731C (en) 2014-10-15 2022-08-30 Nova Chemicals Corporation High conversion and selectivity odh process
US20160318828A1 (en) * 2015-04-30 2016-11-03 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Catalytic Alkane Dehydrogenation
US10968149B2 (en) 2016-06-28 2021-04-06 Ecocatalytic Inc. Enhanced oxygen transfer agent systems for oxidative dehydrogenation of hydrocarbons

Also Published As

Publication number Publication date
EP3938706C0 (en) 2023-10-11
EP3938706B1 (en) 2023-10-11
EP3938706A1 (en) 2022-01-19
CA3036625A1 (en) 2020-09-13
US11549063B2 (en) 2023-01-10
WO2020183327A1 (en) 2020-09-17
US20220145192A1 (en) 2022-05-12

Similar Documents

Publication Publication Date Title
US20210213424A1 (en) Oxygen carrying materials with surface modification for redox-based catalysis and methods of making and uses thereof
JP6479677B2 (ja) 水素、一酸化炭素及び炭素含有生成物の並行製造
ES2912331T3 (es) Complejo que comprende una unidad de DHO con módulo de separación de oxígeno integrado
US5012028A (en) Process for upgrading light hydrocarbons using oxidative coupling and pyrolysis
US10138182B2 (en) Oxygen transfer agents for the oxidative dehydrogenation of hydrocarbons and systems and processes using the same
US5025108A (en) Process for producing olefins from natural gas
CN105517978B (zh) 将甲烷转化成乙烯的方法
US11447433B2 (en) Enhanced oxygen transfer agent systems for oxidative dehydrogenation of hydrocarbons
CN110997603B (zh) 烯烃的生成方法
US4822944A (en) Energy efficient process for upgrading light hydrocarbons and novel oxidative coupling catalysts
CN107646027A (zh) 甲烷氧化偶联的低入口温度
Zaman Oxidative processes in natural gas conversion
US4929789A (en) Process for pyrolyzing or thermal cracking a gaseous or vaporized hydrocarbon feedstock using a novel gas-solids contacting device and an oxidation catalyst
WO2008134484A2 (en) Catalyst and method for converting natural gas to higher carbon compounds
WO2016209811A1 (en) Systems for promoting endothermic conversions with oxygen transfer agents
CN107107017A (zh) 甲烷转化为合成气的方法
ES2213350T3 (es) Procedimiento para tratar corrientes pobres de sulfuro de hidrogeno con combustion parcial de la corriente de alimentacion.
CN113574009A (zh) 由通过催化部分氧化结合裂化制得的合成气生产甲醇的方法
ES2967045T3 (es) Descomposición térmica en combustión química en bucle
WO2020176650A1 (en) Integrated indirect heat transfer process for the production of syngas and olefins by catalytic partial oxidation and catalytic selective dehydrogenation
US11021420B1 (en) Oxygen transfer agent conditioning systems and methods
Qiu et al. Low temperature catalysts for oxidative coupling of methane
EA043578B1 (ru) Способ производства метанола из синтез-газа, произведенного каталитическим частичным окислением, интегрированным с крекингом