MX2007008609A - Manejo del hidrogeno en unidades de procesos petroquimicos. - Google Patents

Abstract

El manejo del hidrogeno en las corrientes que contienen hidrogeno asociadas con las unidades de procesos petroquimicos en donde la corriente que contienen hidrogeno se somete a adsorcion con oscilacion de presion de ciclos rapidos para incrementar la concentracion del hidrogeno ahi.

Description

MANEJO DEL HIDROGENO EN UNIDADES DE PROCESOS PETROQUIMICOS CAMPO DE LA INVENCIÓN Esta invención se relaciona con el manejo del hidrógeno en corrientes que contienen hidrógeno asociadas con las unidades de procesos petroquímicos , en donde la corriente que contiene hidrogeno se somete a adsorción con oscilación de presión en ciclos rápidos para incrementar la concentración de hidrógeno en el mismo. ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN El hidrógeno es vital para la operación de muchas unidades de procesos de refinería y petroquímicos de hoy en día, que incluyen las unidades de hidroprocesamiento y unidades de isomerización para plantas petroquímicas. Puesto que el hidrógeno es un producto comercial importante y valioso en las diversas unidades de proceso, sería benéfico si la concentración de hidrógeno en las corrientes que contienen hidrógeno asociadas con tales unidades de procesos, se puedan incrementar eliminando al menos una porción de otros componentes de la corriente que contiene hidrógeno. BREVE DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN En una modalidad preferida se proporciona un proceso para incrementar la concentración de hidrógeno en corrientes que contienen hidrógeno asociadas con unidades de proceso petroquímicas, cuyo proceso comprende someter la corriente que contiene hidrógeno a la unidad de adsorción con oscilación de presión de ciclo rápido que contienen una pluralidad de lechos adsorbentes y que tiene un tiempo de ciclo total menor de aproximadamente 30 segundos y una caída de presión dentro de cada lecho adsorbente mayor que aproximadamente 12.7 centímetros de agua por 0.3048 m (5 pulgadas de agua por pie) de longitud de lecho. En otra modalidad preferida, el tiempo de ciclo total de adsorción con oscilación de presión de ciclo rápido es menos que aproximadamente 15 segundos. En aún otra modalidad preferida, el tiempo de ciclo total es menos que aproximadamente 10 segundos y la caída de presión de cada lecho adsorbente es mayor que aproximadamente 25.4 cm. De agua por 0.3048 m (10 pulgadas de agua por pie) de longitud de lecho. DESCRIPCIÓN DETALLADA DE LA INVENCIÓN Los isómeros para- y orto-xileno purificados se usan en una escala grande como intermedios para muchos derivados, algunos de los cuales incluyen los petroquímicos importantes. Se cree que la demanda de meta-xileno purificado está entre 100 y 1000 kta, el nivel de volumen que separa los productos comerciales y los productos químicos de especialidad. La demanda industrial del 2005 para para- y otro-xileno es aproximadamente 32,000 kta, división aproximada de 7:1. La demanda de para-xileno es tan grande que la industria ha desarrollado procesos para producirlo de otras moléculas aromáticas . Las rutas para separar y convertir los materiales de alimentación comunes para la producción de para-xileno incluyen procesos de equilibrio y rutas para-selectivas . Las rutas principales que gozan del uso comercial actual incluyen: isomerización del xileno, o la isomerización de xilenos a partir de una mezcla de aromáticos C8 , la desproporción molecular de tolueno para hacer una mezcla de xilenos y benceno en equilibrio, la transalquilación de C9+alquilaromáticos con tolueno y/o benceno, y desproporción molecular selectiva de tolueno a para-xileno y benceno. Se han comercializado tres tipos de procesos de isomerización de xileno, que difieren en el camino del etilbenceno se convierte, que incluyen la hidro-desetilación de etilbenceno a bencenos y etano, la hidroisomerización de etilbenceno para producir xileno adicional, o la transalquilación de etilbenceno, seguido por la remoción destilativa de pesados formados. En todas estas químicas, se emplea un circuito de isomerización de xileno. El material de alimentación de C8 y C9+ primero se fracciona para producir el corte central de C8 removiendo los aromáticos C9+ en el separador de C9; opcionalmente se emplea la Ortho Torre si se desea el ortoxileno. El para-xileno se recupera del corte central de C8 en un proceso de porción; puesto que el proceso de porción recupera >95% del p-xileno en la alimentación, el refinado tiene un bajo contenido de p-xileno de aproximadamente 1%, El refinado agitado en p-xileno a partir de la porción se trata entonces en el reactor de isomerización, en que el etilbenceno se hidrodesalquila, los xilenos se isomerizan hasta el equilibrio, y las parafinas de co-ebullición se hidro-fraccionan a gas ligero. El producto isomerizado se destila entonces en torres sucesivas; el estabilizador quita los gases ligeros, mientras que el benceno y tolueno se remueven como producto por la parte superior en el separador, y se destilan subsiguientemente para producir benceno y tolueno. El producto isomerizado C8 se combina entonces con alimentación fresca, y se recicla de vuelta al separador de C9+ para procesamiento adicional . Puesto que la concentración de equilibrio del para-xileno es aproximadamente 24%, la corriente de C8 sufre aproximadamente tres re-ciclos si se recupera solamente para-xileno . Debido a la alta recirculación, es crítico evitar las reacciones indeseables en el reactor de isomerización de xileno. Las reacciones indeseables incluyen la transalquilación de xilenos aromáticos de metilo y etilo para producir aromáticos de C9+, la saturación de aromáticos que incluyen tanto benceno y xilenos para producir ciciohexano y dimetilciclohexano, y la hidrotermofaccionamiento de aromáticos para producir gas ligero. Todas las cuatro reacciones reducen la producción última de para-xilenos, y están referidos como pérdida de xilenos, pero reacciona y reducen la producción del producto útil, puesto que resultan en pérdida de rendimiento neto de aromáticos. La saturación de aromáticos es nociva, puesto que también reduce la pureza del producto de benceno, que se debe evitar si el benceno destilado se va a vender como de grado químico. Las condiciones típicas del proceso son 400-470°C, 14-21 bar, 1-5 molar de hidrógeno ¡hidrocarburo, y 1-20 WHSV (velocidad espacial horaria en peso) de material de alimentación de aromáticos de C8 (ver por ejemplo, la patente norteamericana 5,977,420) . La desproporción molecular del tolueno, o la desproporción molecular selectiva de tolueno, también se usa industrialmente para la producción de para-xileno. Las condiciones del proceso son: 400-470°C, 14.06-35.15 kg/cm2 manométricos (200-500 psig), 0.5-5 molar de hidrógeno a hidrocarburo, y 2-5 WHSV (velocidad espacial horaria por peso) de alimentación de aromáticos C8. El tolueno del material de alimentación es reciclado para extinción y los productos son benceno, aromáticos C8 enriquecidos en p-xileno y etilbenceno, parafinas ligeras, y aromáticos C9+. La conversión de tolueno por paso es limitada a aporismadamente 32% si se desean más altos rendimientos de para-xileno, o 45% para la distribución de xileno en equilibrio como producto. Los procesos comerciales para el procesamiento de transalquilación de metilaromáticos se pueden dividir aproximadamente en dos grupos, dependiendo del material de alimentación empleado: la transalquilación de tolueno con aromáticos C9/C10, y la conversión de materiales de alimentación más pesados, tales como aromáticos C9/C10, sin la adición de tolueno o benceno. Ambos tipos de procesos emplean la química de des-etilación/des-propilación de metilaromáticos y aromáticos descritos arriba. Estos procesos operan a 400-470°C, 14.06-35.15 kg/cm2 manométricos (200-500 psig), 1-5 molar de hidrógeno : hidrocarburo, y 0.5-5 WHSV basado en el material de alimentación aromático. El tolueno se puede hidrofraccionar a benceno y metano en el procesamiento de hidrodesalquilación (HDA) . El HDA que asciende a aproximadamente el 15% de la producción de benceno de grado petroquímico, se puede llevar a cabo ya sea catalíticamente o térmicamente. El proceso catalítico utiliza metal u óxido de metal del grupo VIII soportado, ácido, soportado en sílice, y opera a temperaturas por debajo de 500°C para minimizar la sinterización de metal. El procesamiento térmico emplea temperaturas más altas (típicamente > 650°C), y altas concentraciones de hidrógeno (H2:tolueno es típicamente 2-6) . El HDA térmico es actualmente la ruta dominante para nuevas unidades de proceso que usan HDA, puesto que producen altos rendimientos de benceno y evitan el uso de un catalizador que necesite ser periódicamente remplazado. Se puede recuperar un rendimiento molar casi cuantitativamente de benceno (99%) , pero la formación de metano es una pérdida del rendimiento en peso de aromáticos, y de aquí el rendimiento en peso neto último se limita a aproximadamente 84%. El precio relativo de benceno y tolueno puede variar a través del curso de ciclos petroquímicos y dictar así la economía, pero como método práctico, el HDA es favorable cuando el precio al contado del benceno es mayor que 1.25 veces aquél del tolueno. Como se puede ver de la información de arriba, el hidrogeno es crítico en el campo petroquímico . El hidrógeno se usa en varios procesos, incluyendo el proceso de isomerización del xileno, la desproporción molecular de tolueno a xilenos y benceno mezclados, la desproporción molecular selectiva de tolueno para principalmente para-xileno y benceno y tolueno, benceno y la transalquilación de pesados para producir xilenos mezclados adicionales, así como también la hidrodesalquilación de tolueno para producir benceno. El hidrógeno es crítico en todos estos procesos, para saturar las olefinas formadas, para participar en la química en los procesos catalíticos, y para reducir el envejecimiento catalítico. Claramente, las formas de incrementar la pureza del hidrogeno por la remoción de contaminantes, tales como hidrocarburos ligeros, o impurezas en la alimentación de hidrógeno tales como sulfuro de hidrógeno, amoniaco, monóxido de carbono y dióxido de carbono, pueden tener un efecto benéfico en las operaciones petroquímicas. En la Adsorción con Oscilación de Presión Convencional ("PSA convencional") se conduce una mezcla gaseosa bajo presión durante un período de tiempo sobre un primer lecho de un sorbente sólido que es selectivo o relativamente selectivo para uno o más componentes, que usualmente se consideran como un contaminante que debe removerse de la corriente del gas . Es posible remover dos o más contaminantes simultáneamente pero por conveniencia, el componente o los componentes que deben removerse serán referidos en singular y serán referidos como un contaminante. La mezcla gaseosa se hace pasar sobre un primer lecho de adsorción en un primer recipiente y emerge del lecho agotado en el contaminante que permanece absorbido en el lecho. Después de un tiempo predeterminado o, alternativamente cuando se observa una saturación del contaminante, el flujo de la mezcla gaseosa se desplaza a un segundo lecho de adsorción en un segundo recipiente para que continué la purificación. Mientras que el segundo lecho está en servicio de adsorción, el contaminante absorbido se remueve del primer lecho de adsorción por una reducción en la presión, usualmente acompañada por un flujo inverso de gas para desorber el contaminante. Mientras que se reduce la presión en los recipientes, el contaminante previamente adsorbido en el lecho se desorbe progresivamente en el sistema del gas de cola que típicamente comprende un tambor grande del gas de cola, conjuntamente con un sistema de control diseñado para minimizar las fluctuaciones de presión para los sistemas corriente abajo. El contaminante puede colectarse del sistema del gas de cola en cualquier manera adecuada y puede procesarse adicionalmente o puede disponerse según sea apropiado. Cuando se completa la desorbción, el lecho sorbente puede purgarse con una corriente de gas inerte, por ejemplo, nitrógeno o una corriente purificada del gas de proceso. La purga puede facilitarse por el uso de una corriente de gas de purga de temperatura más alta. Después, por ejemplo, de la saturación en el segundo lecho, y después de que se ha regenerado el primer lecho de manera que esté otra vez preparado para el servicio de adsorción, el flujo de la mezcla gaseosa se desplaza del segundo lecho al primer lecho, y se regenera el segundo lecho. El tiempo del ciclo total es la longitud de tiempo cuando se conduce primero la mezcla gaseosa al primer lecho en un primer ciclo al tiempo cuando se conduce primero la mezcla gaseosa al primer lecho en el ciclo inmediatamente subsiguiente, es decir, después de una sola regeneración del primer lecho. El uso del tercer, cuarto, quinto, etc., recipiente además del segundo recipiente, según podría ser necesario cuando el tiempo de adsorción es corto pero el tiempo de desorbción es largo, servirá para incrementar el tiempo del ciclo. Así, en una configuración, un ciclo con oscilación de presión incluirá una etapa de alimentación, al menos una etapa de descompresión, una etapa de purga, y finalmente una etapa de represurización para preparar el material adsorbente para la reintroducción de la etapa de alimentación. La sorbción de los contaminantes usualmente tiene lugar por la sorbción física encima del sorbente que es normalmente un sólido poroso tal como carbono activado, alúmina, sílice o sílice-alúmina que tiene una afinidad por el contaminante. Las zeolitas se utilizan a menudo en muchas aplicaciones debido a que pueden exhibir un grado significativo de selectividad para ciertos contaminantes por la razón de sus tamaños de poro controlados y previsibles. Normalmente, la reacción química con el sorbente no es favorecida en vista de la dificultad incrementada de lograr la desorbción de las especies que se han unido químicamente al sorbente, pero la quimiosorbción no se deberá excluir de ningún modo si los materiales absorbidos pueden desorberse de manera efectiva durante la porción de desorbción del ciclo, por ejemplo, por el uso de temperaturas superiores acopladas con la reducción en la presión. El procesamiento de la adsorción con oscilación de presión se describe más completamente en el libro titulado Pressure Swing Adsorption, por D. M. Ruthven, S. Farouq & K. S. Knaebel (VCH Publishers, 1994) . La PSA convencional posee desventajas inherentes significativas por varias razones. Por ejemplo, las unidades PSA convencionales son costosas de construir y operar y son significativamente mayores en tamaño para la misma cantidad de hidrógeno que necesita ser recuperado de las corrientes de gas que contienen hidrógeno comparado a la RCPSA. También, una unidad de adsorción con oscilación de presión convencional generalmente tiene tiempos de ciclo en exceso de un minuto, típicamente en exceso de 2 a 4 minutos debido a limitaciones de tiempo requeridas para permitir la difusión de los componentes a través de los lechos más grandes utilizados en la PSA convencional y la configuración del equipo y el válvulaje involucrado. En contraste, la adsorción con oscilación de presión de ciclo rápido se utiliza que tiene tiempos de ciclo total de menos que un minuto. Los tiempos de ciclo total de la RCPSA pueden ser menos que 30 segundos, preferentemente menos que 15 segundos, más preferentemente menos que 10 segundos, aún más preferentemente menos que 5 segundos, y aun más preferentemente menos 2 segundos. Adicionalmente, las unidades de adsorción con oscilación de presión de ciclo rápido usadas pueden hacer uso de sustancialmente diferentes sorbentes, tal como, pero no limitado a, materiales estructurados tales como los monolitos.

La velocidad de adsorción global de los procesos de adsorción, ya sea la PSA convencional o la RCPSA, se caracteriza por la constante de velocidad de transferencia de masa en la fase gaseosa (tg) y la constante de velocidad de transferencia de masa en la fase sólida (ts) . Una velocidad de transferencia de masa del material de un material es dependiente del adsorbente, el compuesto adsorbido, la presión y la temperatura. La constante de velocidad de transferencia de masa en la fase gaseosa se define como: a. tg = D Rs 2 (en cm2/seg.) (1) donde Dg es el coeficiente de difusión en la fase gaseosa y Rg es la dimensión característica del medio gaseoso. Aquí la difusión del gas en la fase gaseosa, Dg, es bien conocida en el arte (es decir, puede utilizarse el valor convencional) y la dimensión característica del medio gaseoso, Rg, se define como la anchura del canal entre dos capas del material adsorbente estructurado. La constante de velocidad de transferencia de masa en la fase sólida de un material se define como: a. ts = D Rs 2 (en cm2/seg.) (2) donde Ds es el coeficiente de difusión en la fase sólida y Rs es la dimensión característica del medio sólido. Aquí el coeficiente de difusión del gas en la fase sólida, Ds, es bien conocido en el arte (es decir, puede utilizarse el valor convencional) y la dimensión característica del medio sólido, Rs se define como la anchura de la capa adsorbente. D. M. Ruthven & C. Thaeron, Performance of a Parallel Passage Absorbent Contactor, Separation and Purification Technology 12 (1997) 43-60, que se incorpora por referencia, aclara que al flujo a través de un monolito o un adsorbente estructurado cuya anchura del canal es una buena dimensión característica para el medio gaseoso, Rg. La patente Norteamericana 6,607,584 por Moreau et . al., la cual se incorpora por referencia, también describe los detalles para calcular estas velocidades de transferencia y los coeficientes asociados para un adsorbente dado y las composiciones estándar de las pruebas utilizadas para la PSA convencional. El cálculo de estas constantes de velocidad de transferencia de masa es bien conocido por uno de habilidad ordinaria en el arte y también puede derivarse por uno de habilidad ordinaria en el arte a partir de datos de prueba estándar. La PSA convencional descansa en el uso de lechos adsorbentes de adsorbentes en partículas. Adicionalmente, debido a las restricciones de construcción, la PSA convencional comprende usualmente de 2 o más lechos separados que forman un ciclo de manera que al menos uno o más lechos están completamente o al menos parcialmente en la porción de alimentación del ciclo en cualquier tiempo a fin de limitar las disrupciones o pulsaciones en el flujo de proceso tratado. Sin embargo, debido al tamaño relativamente grande del equipo PSA convencional, el tamaño de partícula del material adsorbente es generalmente de tamaños limitados de partícula de aproximadamente 1 mm y más. Por otro lado, da como resultado excesiva caída de presión, tiempos de ciclo incrementados, desorbción limitada, y canalización de los materiales de alimentación. En una modalidad, la RCPSA utiliza un sistema de válvula e rotatorio para conducir el flujo del gas a través de un módulo sorbedor rotatorio que contiene un número de compartimientos o "tubos" de lecho adsorbente separados, cada uno de los cuales somete a un ciclo sucesivamente a través de las etapas de sorbción y desorbción mientras que el módulo rotatorio completa el ciclo de operaciones. El módulo sorbedor rotatorio normalmente comprende de tubos múltiples sostenidos entre dos placas de sello en ya sea el extremo del módulo sorbedor rotatorio en donde las placas de sello están en contacto con un estator que comprende de colectores separados en donde el gas de entrada se conduce a los tubos RCPSA y el gas del producto purificado procesado y el gas de cola que sale de los tubos RCPSA se conducen fuera del módulo sorbedor rotatorio. Mediante al arreglo adecuado de las placas de sello y los colectores, un número de compartimientos o tubos individuales pueden pasar a través de las etapas características del ciclo completo a cualquier tiempo. En contraste con la PSA convencional, las variaciones de flujo y de presión requeridas para el ciclo RCPSA sorbción/desorbción cambian en un número de incrementos separados sobre el orden de segundos por ciclo, lo cual suaviza las pulsaciones de velocidad de flujo y presión encontradas por la compresión y la maquinaria de valvulaje. En esta forma, el módulo RCPSA incluye elementos de valvulaje espaciados de manera angular alrededor de la trayectoria circular tomada por el módulo de sorbción rotatorio de manera que cada compartimiento se pasa sucesivamente a una trayectoria de flujo del gas en la presión y dirección apropiada para lograr una de las etapas de presión creciente/dirección de flujo en el ciclo RCPSA completo. Una ventaja crucial de la tecnología RCPSA es un uso significativamente más eficiente del material adsorbente. La cantidad de adsorbente requerida con la tecnología RCPSA puede ser sólo una fracción de aquella requerida para la tecnología PSA convencional para lograr la misma cantidad y calidad de separación. Como consecuencia, la huella o impresión, la inversión, y la cantidad de adsorbente activo requerido para la RCPSA es significativamente menor comparado con una unidad PSA convencional que procesa una cantidad equivalente de gas. En una modalidad, las caídas de presión unitarias en la longitud del lecho RCPSA, las actividades de adsorción requeridas, y las restricciones mecánicas (debidas a la aceleración centrífuga de los lechos rotatorios en la RCPSA) , previenen el uso de muchos materiales de lecho adsorbente PSA convencionales, en particular adsorbentes que están en una forma de peletizado suelto, particulado, en cuentas o extrudado. En una modalidad preferida, los materiales adsorbentes se aseguran a un material subestructural de soporte para el uso en un aparato RCPSA rotatorio. Por ejemplo, una modalidad del aparato RCPSA rotatorio puede estar de la forma de láminas adsorbentes que comprenden material adsorbente acoplado a un material estructurado de refuerzo.

Puede utilizarse un aglutinante adecuado para adjuntar el material adsorbente al material de refuerzo. Ejemplos no limitantes del material de refuerzo incluyen monolitos, una matriz de fibra mineral, (tal como una matriz de fibra de vidrio) , una matriz de alambre metálico (tal como pantallas de mallas metálicas) , o una hoja de metal (tal como una hoja de aluminio), que se puede anodizar. Los ejemplos de matrices de fibra de vidrio incluyen pantallas difusoras de fibra de vidrio tejidas y no te idas. Pueden hacerse las láminas adsorbentes recubriendo una lechada del componente adsorbente adecuado, tal como los cristales de zeolita con componentes del aglutinador sobre del material de refuerzo, las pantallas difusoras de fibra de vidrio no tejidas, telas tejidas de metal, y hojas de aluminio expandidas. En una modalidad particular, las láminas o el material adsorbente se revisten sobre soportes cerámicos. Un absorbente en una unidad RCPSA típicamente comprende una fase sólida adsorbente formada de uno o más materiales adsorbentes y una fase gaseosa permeable a través de la cual fluyen los gases que se van a separar desde la entrada a la salida del adsorbente, con una porción sustancial de los componentes que se desean remover de la corriente que se adsorbe sobre la fase sólida del adsorbente. Esta fase gaseosa puede llamare "fase gaseosa circulante", pero más simplemente "fase gaseosa". La fase sólida incluye una red de poros, el tamaño medio de los cuales es usualmente entre aproximadamente 0.02 µm y 20 µm. Puede haber una red de incluso poros más pequeños, llamados "microporos", que se encuentran, por ejemplo, en zeolitas o adsorbentes de carbono microporoso. La fase sólida puede depositarse sobre un soporte no adsorbente, la función primaria del cual es proporcionar fuerza mecánica para los materiales adsorbentes activos y/o proporcionar una función de conducción térmica o para almacenar calor. El fenómeno de la adsorción comprende dos etapas principales, a saber, el paso del adsorbato de la fase gaseosa circulante sobre la superficie de la fase sólida, seguido por el paso del adsorbato desde la superficie al volumen de la fase sólida en los sitios de adsorción. En una modalidad, la RCPSA utiliza un adsorbente estructurado que se incorpora en los tubos utilizados en el aparato RSPCA. Estos adsorbentes estructurados tienen una velocidad de transferencia de masa inesperadamente alta debido a que el gas fluye a través de los canales formados por las láminas estructuradas del adsorbente lo que ofrece una mejora significativa en la transferencia de masa comparado a un arreglo de lecho fijo empacado, tradicional, como se utiliza en la PSA convencional. La proporción de la velocidad de transferencia de la fase gaseosa (-tg) y la velocidad de transferencia de masa de la fase sólida (ts) en la actual invención es mayor que 10, preferentemente mayor que 25, más preferentemente mayor que 50. Estas proporciones de velocidad de transferencia de masa extraordinariamente altas permiten a la RCPSA producir corrientes de hidrógeno de alta pureza en altas velocidades de recuperación con sólo una fracción del tamaño del equipo, volumen del adsorbente, y costo del PSA convencional . Las modalidades del adsorbente estructurado también dan como resultado caídas de presión significativamente mayores para lograrse a través del adsorbente que la PSA convencional sin los efectos perjudiciales asociados con la tecnología de lecho en partículas. Los lechos adsorbentes pueden diseñarse con caídas de presión en la longitud unitaria del lecho adsorbente de mayor que 12.7 cm de agua por 0.3048 metros (5 pulgadas de agua por pie) de largo del lecho, más preferentemente mayor que 25.4 cm de agua/0.3048 m (10 pulgadas H20/pie) , y aun más preferentemente mayor que 50.8 cm de agua/0.3048 m (20 pulgadas H20/pie) . Esto es en contraste con las unidades PSA convencionales donde las caídas de presión en la longitud unitaria del lecho adsorbente están generalmente limitadas debajo de aproximadamente 5 pulgadas H20/pie dependiendo del adsorbente usado, con las unidades PSA más convencionales que se diseñan con una caída de presión de aproximadamente 1 pulgada H20/pie o menos para minimizar los problemas discutidos que se asocian con los lechos más largos, tiempo de ciclo largo, y absorbentes en partículas de las unidades PSA convencionales. Los lechos adsorbentes de la PSA convencional no pueden adecuar las caídas de presión mayores debido al riesgo de la fluidización de los lechos lo que da como resultado el desgaste excesivo y las interrupciones prematuras de la unidad debido a los problemas acompañantes del equipo y/o una necesidad de agregar o reemplazar el material adsorbente perdido. Estas caídas de presión en la longitud unitaria del lecho adsorbente notablemente mayores permiten a los lechos adsorbentes RCPSA ser significativamente más compactos, más cortos, y eficientes que aquellos utilizados en la PSA convencional. En una modalidad, las altas caídas de presión en la longitud unitaria permiten que puedan lograrse altas velocidades del vapor a través de los lechos adsorbentes estructurados. Esto resulta en una velocidad de contacto de masa mayor entre los fluidos de proceso y los materiales adsorbentes en una unidad de tiempo que puede lograrse por la PSA convencional . Esto resulta en longitudes del lecho más cortas, velocidades de transferencia de la fase gaseosa superiores (tg) y recuperación de hidrógeno mejorada. Con estas longitudes del lecho significativamente más cortas, las caídas de presión totales de la aplicación RSCPA de la presente invención pueden mantenerse en diferenciales de presión del lecho totales durante el ciclo de alimentación de aproximadamente 0.035 kg/cm2 manométricos (0.5 psig) a 3.51 kg/cm2 manométricos (50 psig), preferentemente menos que 2.0 kg/cm2 manométricos (30 psig) , minimizando la longitud de los lechos activos a normalmente menos que 1.52 metros (5 pies) de largo, preferentemente menos que 0.61 metros (2 pies) de largo y tan corto como menos que 0.30 metros (1 pie) de largo. Los niveles absolutos de presión utilizados durante el proceso RCPSA no son críticos. En la práctica, con tal de que el diferencial de presión entre las etapas de adsorción y desorbción sea suficiente para provocar un cambio en la carga de la fracción del adsorbato sobre el adsorbente se proporciona una carga delta efectiva para separar los componentes de la corriente procesados por la unidad RCPSA. Los niveles típicos de la presión de operación absoluta se encuentran dentro del rango de aproximadamente 3.51 kg/cm2 absolutos (50 psia) a 175.76 kg/cm2 absolutos (2500 psia). Sin embargo, debería notarse que las presiones actuales utilizadas durante las etapas de alimentación, descompresión, purga y represurización son altamente dependientes de muchos factores incluyendo, pero no limitado a, la presión y temperatura de operación actual y de la corriente completa que se va a separar, la composición de la corriente, y el porcentaje de recuperación deseado y la pureza de la corriente producto RCPSA. El proceso RCPSA no se limita específicamente a cualquier presión absoluta y debido a su tamaño compacto se convierte de manera creciente más económico que los procesos PSA convencionales en las presiones de operación mayores. Las Patentes Norteamericanas Nos. 6,406,523; 6,451,095; 6,488,747; 6,533,846 y 6,565,635, todas las cuales se incorporan aquí por referencia, describen varios aspectos de la tecnología RCPSA. En una modalidad y un ejemplo, el sistema de adsorción con oscilación de presión de ciclo rápido tiene un tiempo de ciclo total, tTotí para separar un gas de alimentación en gas del producto (en este caso, una corriente enriquecida en hidrógeno) y un gas (de salida) de cola. El método generalmente incluye las etapas de conducir el gas de alimentación que tiene una pureza de hidrógeno F%, donde F es el porcentaje del gas de alimentación que es el componente (hidrógeno) débilmente adsorbible, en un lecho adsorbente que adsorbe selectivamente el gas de cola y pasa el gas del producto de hidrógeno fuera del lecho, durante el tiempo, tf, en donde el gas del producto de hidrógeno tiene una pureza de P% y una velocidad de recuperación de R% . El R% de recuperación es la proporción de la cantidad de hidrógeno retenido en el producto a la cantidad de hidrógeno disponible en la alimentación. Luego se despresuriza el lecho de una manea a co-corriente durante un tiempo, tco# seguido por la despresurización del lecho de una manera a contra-corriente durante un tiempo, tCN en donde el desorbato (el gas de cola o gas agotado) se libera del lecho en una presión mayor que o igual a 0.0703 kg/cm2 manométricos (1 psig) . Se purga el lecho durante un tiempo, tP, típicamente con una porción del gas del producto de hidrógeno. Subsiguientemente se represuriza el lecho durante un tiempo, tRP, típicamente con una porción de gas del producto de hidrógeno o gas de alimentación, en donde el tiempo de ciclo, tT0T/ es igual a la suma de los tiempos de ciclo individuales que comprenden el tiempo de ciclo total, es decir: TOT F CO CN P RP * ' Esta modalidad abarca, pero no se limita a, procesos RCPSA tal que ya sea la velocidad de recuperación, R% > 80% para una proporción de pureza del producto a pureza de la alimentación, P% / F% > 1.1, y/o la velocidad de recuperación, R% > 90% para una proporción de pureza del producto a pureza de la alimentación, 0 < P% / F% < 1.1. Los resultados que soportan estos altos rangos de recuperación & pureza pueden encontrarse en los Ejemplos 4 a 10 aquí. Otras modalidades incluirán aplicaciones de la RCPSA en los procesos donde las velocidades de recuperación de hidrógeno son significativamente menores que 80%. Las modalidades de la RCPSA no se limitan a exceder cualquier velocidad de recuperación específica o umbrales de pureza y pueden aplicarse en velocidades de recuperación y/o purezas tan bajas como se desee o como sea económicamente justificable para una aplicación particular. También debería notarse que está dentro del alcance de esta invención que las etapas tCo, tN, o tP de la ecuación (3) anterior pueden omitirse conjuntamente o en cualquier combinación individual . Sin embargo se prefiere que se realicen todas las etapas en la ecuación (3) anterior o que solo una de las etapas tCo o tCN se omita del ciclo total . Sin embargo, también pueden agregarse etapas adicionales dentro de un ciclo RCPSA para ayudar en el mejoramiento de la pureza y en la recuperación de hidrógeno. Así la mejora podría prácticamente lograrse en la RCPSA por la porción pequeña de absorbente necesaria y debido a la eliminación de un gran número de válvulas estacionarias utilizadas en las aplicaciones PSA convencionales. En una modalidad, el gas de cola se libera preferentemente también en una presión suficientemente alta de manera que el gas de cola pueda alimentarse a otro dispositivo carente de compresión del gas de cola. Más preferentemente la presión del gas de cola es mayor o igual a 4.22 kg/cm2 manométricos (60 psig) . En una modalidad más preferida, la presión del gas de cola es mayor o igual a 5.62 kg/cm2 manométricos (80 psig) . A presiones superiores, el gas de cola puede conducirse a un calderín de combustible. La práctica de la presente invención puede tener los siguientes beneficios: (a) Incrementar la pureza de la(s) corriente (s) que contiene (n) hidrógeno disponible como gas de repuesto, o de corrientes que debe ser mejorados para la pureza superior antes de que se hallen adecuados como gas de repuesto. (b) Incrementar la pureza de las corrientes del gas de recirculación que contienen hidrógeno resultando en un incremento en la pureza total del gas de tratamiento hidrógeno en los reactores de hidrotratamiento para dar mayor severidad de hidrotratamiento o tratamiento del producto adicional . (c) El uso para la recuperación de H2 de los gases de purga del hidroprocesamiento, ya sea donde están presentes concentraciones significativas de H2S (antes de la depuración del gas) o después de la depuración del gas (típicamente < 100 vppm H2S) . En el hidroprocesamiento, la pureza incrementada del H2 se traduce a presiones parciales del H2 superiores en el (los) reactor (es) de hidroprocesamiento. Esto incrementa la cinética de la reacción y disminuye la velocidad de desactivación del catalizador. Pueden explotarse los beneficios de las presiones parciales del H2 superiores de varias maneras, tales como: operar a una menor temperatura del reactor, lo cual reduce costos de energía, disminuye la desactivación del catalizador, y extiende la vida del catalizador; incrementar la velocidad de alimentación de la unidad; procesar más cargas de alimentación amargas (mayor azufre) ; procesar mayores concentraciones de cargas de alimentación fraccionadas; mejorar el color del producto, particularmente el extremo final de la corrida; compresores vigentes del des-estrangulamiento y/o circuitos del gas de tratamiento (pies cúbicos estándar de H2 aumentados en flujo total constante, o los mismos pies cúbicos estándar de H2 en flujo total menor) ; y otras medios que serían aparentes para uno experto en el arte . La recuperación de H2 incrementada también ofrece beneficios potenciales significativos, algunos de los cuales se describen como sigue: (i) reducir la demanda para comprar, manufacturar, u otras fuentes de H2 dentro de la refinería; (ii) incrementar las velocidades de alimentación de hidroprocesamiento en las demandas constantes de gas de repuesto (existente) como resultado de la recuperación de hidrógeno incrementada; (iii) mejorar la pureza del hidrógeno en el hidroprocesamiento para eficiencias incrementadas de remoción de heteroátomos; (iv) remover una porción del H2 del gas combustible de la refinería que es perjudicial para el gas combustible debido al bajo valor BTU del hidrógeno lo cual puede presentar limitaciones de capacidad de combustión y dificultades para algunos quemadores del horno; (v) Otros beneficios que serían aparentes para uno informado en el arte . Se presentan los siguientes ejemplos solamente para propósitos ilustrativos y no deberían citarse como limitantes en forma alguna. EJEMPLOS Ejemplo 1 Este ejemplo describe la operación convencional de unidades de proceso de refinería sin los beneficios de la invención. Un primer tratador de destilado del proceso que opera a 2.46 kg/cm2 manométricos (35 barg), se alimenta a una mezcla de combustible destilado desde diferentes unidades de procesamiento corriente arriba tales como calentadores tubulares al vacío o unidades de tratamientos catalíticos selectivos, a una velocidad típica de 160 m3/h. Un segundo tratador de destilado (por ejemplo, gasóleo) del proceso que opera a 1.40 kg/cm2 manométricos (20 barg), se alimenta con una mezcla de aceite desde diferentes unidades de procesamiento corriente arriba, diferentes, tales como calentadores tubulares atmosféricos o fraccionadotes catalíticos de fluido, a una velocidad típica de 200 m3/h. La segunda unidad puede operar en conjunción con el primero en diferentes modos convencionales, cada modo diseñado para hacer productos destilados para llenar las especificaciones del azufre. Por ejemplo el primer tratador produce un producto con 50 ppm de azufre, mientras que el segundo tratador puede hacer ya sea el producto con 2000 ppm de azufre. Cuando la operación convencional de la unidad se practica por el modo anterior, el consumo de hidrógeno en la segunda unidad es 2400 Nm3/h con una velocidad de gas de tratamiento de 14 Nm3/h y el azufre del producto es 1250 ppm. Los valores correspondientes para la primera unidad so el consumo de hidrogeno de 3500 Nm3/h, la velocidad del gas de tratamiento de 27 Nm3/h y el azufre del producto de 44 ppm. Estos valores representan un ejemplo sin los beneficios de usar la RCPSA en las configuraciones del proceso . Ejemplo 2 Este ejemplo ilustra una primera modalidad de la invención como se muestra en la Figura 2 del mismo, donde la unidad de RCPSA se coloca en la salida del segundo depurador de ácido. Este modo de operación de la invención, el consumo de hidrógeno en la segunda unidad de refinería es 3500 Nm3/h con una velocidad e gas de tratamiento de 14 Nm3/h y el azufre del producto de 1100 ppm. Los valores correspondientes para la primera unidad bajo este modo de operación son el consumo de hidrógeno de 3900 Nm3/h, la velocidad del gas de tratamiento de 27 Nm3/h y el azufre del producto de 27 ppm (contra 44 ppm en el Ejemplo 1) . Se ve de este ejemplo que el modo de operación descrito en la Figura 2 permite incrementos significativos en el consumo de hidrógeno en ambos primero y segundo tratadores y además los niveles reducidos de azufre en ambos productos de los tratadores, cuando se compara a la operación convencional descrito en el Ejemplo 1 arriba. Por lo tanto, permite al proceso más alimentación y tiene un producto de destilado con más baja cantidad de azufre. Ejemplo 3 Este ejemplo ilustra la segunda modalidad de la invención, donde se coloca una unidad PSA de ciclo rápido dentro de la configuración de las unidades del Ejemplo 1, como se muestra en la Figura 1 de la misma. Al hacer esto, se incrementa la pureza del gas de tratamiento en el segundo tratador y consecuentemente el consumo de hidrógeno en el segundo tratado se incrementa por 1500 Nm3/h a 3900 Nm3/h. Además en la segunda unidad en este modo de la invención, la velocidad de tratamiento del gas es 9 Nm3/h y el azufre del producto de 1250 ppm. Los valores correspondientes para la primera unidad bajo esta modalidad de la invención son el consumo de hidrógeno de 3500 Nm3/h, la velocidad del gas de tratamiento de 27 Nm3/h y el azufre del producto de 35 ppm. Se observará del Ejemplo 2 que el modo de operación descrito por la Figura 1 permite un incremento del consumo de hidrógeno por caso 50% y el contenido de azufre reducido (35 ppm contra 44 ppm) . Inesperadamente este ejemplo ilustra que no tanta reducción de azufre como en el Ejemplo 2 debido a que algunos de los aromáticos están saturados que no dejan hidrógeno adicional para una desulfuración profunda. Ejemplo 4 En este ejemplo, la corriente de refinería está a 33.75 kg/cm2 manométricos (480 psig) con el gas de cola a 4.57 kg/cm2 manométricos (65 psig) por lo cual la oscilación de presión es 6.18. La composición de la alimentación y las presiones son típicas de las unidades de procesamiento de refinería tal como aquellas encontradas en las aplicaciones de hidroprocesamiento o de hidrotratamiento. En este ejemplo se describen los hidrocarburos típicos por su de número de carbonos, es decir, Ci = metano, C2 = etano, etc. La RCPSA es capaz de producir hidrógeno en pureza > 99% y recuperación > 81% sobre un rango de velocidades de flujo. Las tablas la y Ib muestran los resultados de simulación por computadora de la RCPSA y los porcentajes de entrada y salida de los diferentes componentes para este ejemplo. Las tablas la y Ib también muestran como decrece la pureza del hidrógeno mientras se incrementa la recuperación de 89.7% a 91.7% para una corriente 6 MMSCFD a 33.75 kg/cm2 manométricos (480 psig) y gas de cola a 4.57 kg/cm manométricos (65 psig) Tablas la & Ib Composición (% mol) de la entrada y salida de la RCPSA (1.89 m3 (67 pies3)) en la purificación del H2. La alimentación está a 33.75 kg/cm2 manométricos (480 psig), 50 °C (122 °F) y el Gas de cola a 4.57 kg/cm2 manométricos (65 psig) . La velocidad de alimentación es aproximadamente 6 MMSCFD .

Tabla la. Pureza mayor Los Tiempos de las Etapas en segundos son t=l , tCo=0.167, tCN=0 , tP=0.333 , tRP=0.5 manométricos manométricos manométricos (480 psig) . (470 psig) . ( 65 psig) .

Tabla Ib . Pureza mayor Los Tiempos de las Etapas en segundos son tF=l , tco=0.333, H2 a pureza del 97.8 %, recuperación 91.7 % alimentación producto Gas de cola H2 88.0 97.80 45.9 Cl 6.3 2.14 25.0 C2 0.2 0.02 1.0 C3 2.6 0.02 12.3 C4+ 2.9 0.00 14.9 H20 2000 vppm 131 vppm 10016 vppm | total (MMSCFD) 6.160 5.085 1.047 33.75 kg/cm2 33.05 kg/cm 4.57 kg/cm2 manométricos manométricos manométricos (480 psig). (470 psig). (65 psig).

Las RCPSAs descritas en la presente invención operan un ciclo que consiste de diferentes etapas. La etapa 1 es la alimentación durante la cual se produce el producto, la etapa 2 es la descompresión a co-corriente, la etapa 3 es la descompresión a contra-corriente, la etapa 4 es la purga, usualmente a contra-corriente) y la etapa 5 es la represurización con el producto. En las RCPSAs descritas aquí en cualquier instante, la mitad del número total de lechos está en la etapa de alimentación. En este ejemplo, tTOt = 2 seg., en el cual el tiempo de alimentación, tP, es una mitad del ciclo total.

Ejemplo 5 En este ejemplo, las condiciones son las mismas como en el Ejemplo 4. La tabla 2a muestra las condiciones utilizando ambas etapas; una etapa a co-corriente y una etapa a contracorriente, para lograr la pureza del hidrógeno > 99%. La tabla 2b muestra que puede eliminarse la etapa de descompresión a contra-corriente, y aún puede mantenerse una pureza del hidrógeno de 99%. De hecho, esto muestra que incrementar el tiempo del ciclo de purga, tP, mediante la eliminación de la duración de la etapa de descompresión a contra-corriente, tCu, esa recuperación de hidrógeno puede incrementarse a un nivel del 88%. Tablas 2a & 2b Efecto de las duraciones de las etapas sobre la pureza del H2 y la recuperación a partir de una RCPSA (1.897 m3 (67 pies3)) .

Las mismas condiciones como el la Tabla 1. La alimentación está a 33.75 kg/cm2 manométricos (480 psig), 50°C (122°F) y el Gas de Cola a 4.57 kg/cm2 manométricos (65 psig) . La velocidad de alimentación es aproximadamente 6 MMSCFD .

Tabla 2a. Con descompresión a contra-corriente, Presión intermedia = 7.38 kg/cm2 manométricos (105 psig) Tabla 2b. Sin descompresión a contra-corriente Ejemplo 6 Este ejemplo muestra una corriente de refinería de 10 MMSCFD, que contiene de nuevo los componentes típicos, como se muestra en la columna de alimentación de la Tabla 3 (por ejemplo la composición de alimentación contiene 74 % de H2) .

La corriente está a 33.75 kg/cm2 manométricos (480 psig) con el gas de cola RCPSA a 4.57 kg/cm2 manométricos (65 psig) por lo cual la oscilación de la presión absoluta es 6.18. De nuevo la RCPSA de la presente invención es capaz de producir hidrógeno a pureza > 99 % y recuperación > 85 % de estas composiciones de alimentación. Las tablas 3a y 3b muestran los resultados de este ejemplo.

Tablas 3a & 3b Composición (% mol) de la entrada y salida de la RCPSA (1.50 m3 (53 pies3) ) en la purificación del H2. La alimentación está a 33.75 kg/cm2 manométricos (480 psig), 38.34 °C (101 °F) y el Gas de cola a 4.57 kg/cm2 manométricos (65 psig) . La velocidad de alimentación es aproximadamente 10 MMSCFD.

Tabla 3a. Pureza mayor Los Tiempos de las Etapas en segundos son tF=0.583, tco=0.083, H2 a pureza del 99.98 % y recuperación 86 % alimentación producto Gas de cola H2 74.0 99.98 29.8 Cl 14.3 0.02 37.6 C2 5.2 0.00 13.8 C3 2.6 0.00 7.4 C4+ 3.9 0.00 11.0 H20 2000 vppm 0.3 vppm 5387 vppm | total (MMSCFD) 10.220 6.514 3.705 33.75 kg/cm2 33.04 kg/cmz 4.57 kg/cm manométricos manométricos manométricos (480 psig) . (470 psig) . ( 65 psig) .

Tabla 3b . Pureza menor Los Tiempos de las Etapas en segundos son , tP=0 . 083 , tRP=0 .25 manométricos manométricos manométricos (480 psig) . (470 psig) . ( 65 psig) .

En ambos casos mostrados en las Tablas 3a y 3b anteriores, aunque la presión del gas de cola es mayor a 4.57 kg/cm2 manométricos (65 psig), la presente invención muestra que puede obtenerse alta pureza (99 %) si la etapa de purga, tP, se aumenta suficientemente.

Las Tablas 2a, 2b y 3a muestran que para ambas condiciones de velocidad de flujo de 6 MMSCFD y 10 MMSCFD, se consigue muy alta pureza de hidrógeno a ~ 99 % y recuperación > 85 % con la RCPSA. En ambos casos el gas de cola está a 4.57 kg/cm2 manométricos (65 psig). Tales recuperaciones y purezas altas del gas del producto se logran usando la RCPSA con todo el gas de escape producido a alta presión que no se ha descubierto antes y es una característica clave de la presente invención.

La Tabla 3c muestra los resultados para una RCPSA (volumen = 49 pies cúbicos) que entrega una alta pureza (> 99%) de H2 en alta recuperación para la misma corriente de refinería descrita en las Tablas 3a y 3b. Comparada con la Tabla 3a, la Tabla 3c muestra que pueden conseguirse similares purezas y velocidades de recuperación disminuyendo simultáneamente la duración del ciclo de alimentación, tF, y el ciclo de purga, tP.

Tabla 3c . Efecto de las duraciones de las etapas sobre la pureza del H2 y la recuperación a partir de una RCPSA (1.387 m3 (49 pies3)) . La alimentación está a 33.75 kg/cm2 manométricos (480 psig), 38.34 °C (101 °F) y el Gas de Cola a 4.57 kg/cm2 manométricos (65 psig) . La velocidad de alimentación es aproximadamente 10 MMSCFD. Sin descompresión a contracorriente Ejemplo 7 En este ejemplo, la Tabla 4 ilustra además el desempeño de las RCPSAs operadas de acuerdo con la invención que se describe aquí. En este ejemplo, la alimentación es una corriente típica de refinería y está a una presión de 21.09 kg/cm2 manométricos (300 psig) . La RCPSA de la presente invención es capaz de producir producto puro de hidrógeno de 99 % en recuperación de 83.6 % cuando todo el gas de cola se desecha a 2.81 kg/cm2 manométricos (40 psig) . En este caso el gas de cola puede enviarse a un tambor de vaporización u otro separador u otro equipo de refinería corriente abajo sin más requerimiento de compresión. Otro aspecto importante de esta invención es que la RCPSA también remueve CO a < 2 vppm, lo cual es sumamente deseable para las unidades de refinería que usan la corriente enriquecida del hidrógeno producto. Niveles menores de CO aseguran que los catalizadores en las unidades corriente abajo operen sin deterioro en la actividad sobre longitudes extendidas. La PSA convencional no puede cumplir con esta especificación de CO y también cumplir simultáneamente con la condición de agotar todo el gas de cola en la presión mayor, tal como a la presión típica del calderín de combustible o la alta presión de otro equipo que procesa tal desecho de la RCPSA. Debido a que todo el gas de cola está disponible a 2.81 kg/cm2 manométricos (40 psig) o mayor, no se requiere compresión adicional para integrar la RCPSA con el equipo de refinería.

Tabla 4 Composición (% mol) de la entrada y salida de la RCPSA (0.11326 m3 (4 pies3)) en la remoción de monóxido de carbono hidrocarburos del hidrógeno . La alimentación está a 21.09 kg/cm2 manométricos (300 psig) 38.34 °C (101 °F) y la velocidad de alimentación es aproximadamente 0.97 MMSCFD . Los Tiempos de las Etapas en segundos son tF=0.5 , tCo=0.1 , H2 a pureza del 99.99 O. O y recuperación 88 % alimentación producto Gas de cola H2 89.2 99.98 48.8 Cl 3.3 0.01 13.9 C2 2.8 0.01 13.9 C3 2.0 0.00 10.2 C4+ 2.6 0.00 13.2 H20 50 1.1 198.4 | total (MMSCFD) 0.971 0.760 0.211 21.09 kg/cmz 20.39 kg/cm2 2.81 kg/cm2 manométricos manométricos manométricos (300 psig) (290 psig) (40 psig) Ejemplo 8 Las Tablas 5a y 5b comparan el desempeño de las RCPSAs operadas de acuerdo con la invención que se describe aquí. La corriente que se purifica tiene menor H2 en la alimentación (51% mol) y es una corriente tipica de refinería/petroquímica. En ambos casos (correspondientes a las Tablas 5a y 5b) , se aplica una etapa de descompresión a contra-corriente después de la etapa a co-corriente. De acuerdo con la invención, la Tabla 5a muestra que es posible la alta recuperación (81%) de H2 aun cuando todo el gas de cola se libera a 4.57 kg/cm2 manométricos (65 psig) o mayor. En contraste, la RCPSA donde está disponible parte del gas de cola tan bajo como 0.35 kg/cm2 manométricos (5 psig), pierde hidrógeno en la descompresión a contra-corriente tal que la recuperación de H2 desciende a 56%. Además, la presión superior de la corriente en la Tabla 5a indica que no se requiere la compresión del gas de cola.

Tablas 5a & 5b Efecto de la Presión del Gas de Cola sobre la recuperación Ejemplo de la RCPSA aplicada a una alimentación con concentración de H2 (51.3 % mol) Composición (% mol) de la entrada y salida de la RCPSA (0.877 m3 (31 pies3) ) en la purificación del H2. La alimentación está a 19.2 kg/cm2 manométricos (273 psig), 50 °C (122 °F) y la velocidad de alimentación es aproximadamente 5.1 MMSCFD.

Tabla 5a. Los Tiempos de las Etapas en segundos son tF=0.5, tco=0.083, tCN=0.033, tP=0.25, tRP=0.133 Gas de Cola disponible de 4.57 kg/cm manométricos (65 psig; - 5.83 kg/cm2 manométricos 83 psig) . H2 a pureza del 99.7 y recuperación 81 % alimentación producto Gas de cola H2 51.3 99.71 20.1 Cl 38.0 0.29 61.0 C2 4.8 0.00 8.0 C3 2.2 0.00 3.8 C4 + 3.7 0.00 6.4 H20 4000 vppm 0.7 vppm 6643 vppm | total (MMSCFD) 5.142 2.141 3.001 19.2 kg/cpr 18.5 kg/cm2 4.57 kg/ciX manométricos manométricos manométricos (273 psig) (263 psig) (65 psig) - 5.83 kg/cm2 manométricos (83 psig) Tabla 5b. Los Tiempos de las Etapas en segundos son tF=0.667, (b) Gas de Cola disponible de 0.35 kg/cm2 manométricos (5 ppssiigg)) -- 44..5577 kkgg//ccmm22 mmaannoommtétricos (65 psig) . H2 a pureza del 99.9 % y recuperación 56 % alimentación producto Gas de cola H2 51.3 99.99 34.2 Cl 38.0 0.01 48.8 C2 4.8 0.00 6.9 C3 2.2 0.00 3.4 C4+ 3.7 0.00 6.2 H20 4000 vppm 0.0 vppm 5630 vppm | total (MMSCFD) 5.142 1.490 3.651 19.2 kg/cm2 18.5 kg/cm2 0.35 kg/cm2 manométricos manométricos manométricos (273 psig) (263 psig) (5 psig) - 4.57 kg/cm2 manométricos (65 psig) Ejemplo 9 En este ejemplo, las Tablas 6a y 6b comparan el desempeño de las RCPSAs operadas de acuerdo con la invención que se describe aquí. En estos casos, la presión de alimentación es 56.24 kg/cm2 manométricos (800 psig) y el gas de cola se saca en ya sea a 4.57 kg/cm2 manométricos (65 psig) o a 7.03 kg/cm2 manométricos (100 psig). La composición refleja impurezas típicas tal como H2S, que puede estar presente en tales aplicaciones de refinería. Como puede observarse, se observa alta recuperación (> 80 %) en ambos casos con la alta pureza > 99 %. En ambos estos casos, sólo se utiliza una descompresión a co-corriente y el efluente durante esta etapa se envía a otros lechos en el ciclo. El gas de cola sólo surge durante la etapa de purga a contra-corriente. La Tabla 6c muestra el caso para una RCPSA operada donde una parte del gas de cola se desecha o saca también en una etapa de descompresión a contracorriente que sigue a una descompresión a co-corriente. El efluente de la descompresión a co-corriente es de suficiente pureza y suficiente presión para poder devolverlo a uno de los otros lechos en la configuración del recipiente RCPSA que es parte de esta invención. El gas de cola, es decir, el gas de salida, surge durante las etapas de descompresión a contracorriente y de purga a contra-corriente. En todos los casos la cantidad entera de gas de cola está disponible a presión elevada lo que permite la integración con otros procesos de refinería de alta presión. Esto remueve la necesidad de cualquier forma de compresión requerida produciendo gas de alta pureza en altas recuperaciones. De acuerdo con las amplias reivindicaciones de esta invención, estos casos son sólo para ser considerados como ejemplos ilustrativos y no limitantes ya sea para la ubicación de refinería, petroquímica o de procesamiento o incluso para la naturaleza de las moléculas particulares que se separan.

Tablas 6a, 6b & 6c Ejemplo de la RCPSA aplicada a una alimentación de alta presión Composición (% mol) de la entrada y salida de la RCPSA (0.51 m3 (8 pies3) ) en la purificación del H2. La alimentación está a 56.24 kg/cm2 manométricos (800 psig), 50°C (122 °F) y la velocidad de alimentación es aproximadamente 10.1 MMSCFD. 6a. Los Tiempos de las Etapas en segundos son tF=0.91 , tCo=0.25, tCN=0, tP=0.33, tRP=0.33 (a) Gas de Cola a 4.57 kg/cm manométricos ^65 psig) H2 pureza del 99.9 % y recuperación 87 alimentación producto Gas de cola H2 74.0 99.99 29.5 Cl 14.3 0.01 37.6 C2 5.2 0.00 14.0 C3 2.6 0.00 7.4 C4+ 3.9 0.00 10.9 H20 20 vppm 0 55 vppm | total (MMSCFD) 10.187 6.524 3.663 56.24 kg/cm2 55.54 kg/cm2 4.57 kg/cm2 manométricos manométricos manométricos (800 psig) (790 psig) (65 psig) 6b. Los Tiempos de las Etapas en segundos son tF=0.91 , tco=0.25, (b) Gas de Cola a 7.03 kg/cm manométricos (100 psig; H2 pureza del 99.93 % y recuperación 80.3 % alimentación producto Gas de cola H2 74.0 99.93 38.1 Cl 14.3 0.07 32.8 C2 5.2 0.00 12.5 C3 2.6 0.00 6.5 C4 + 3.9 0.00 9.6 H20 20 vppm 0 vppm 49 vppm | Total (MMSCFD) 10.187 6.062 4.125 56.24 kg/cm2 55.54 kg/cm2 7.03 kg/cm2 manométricos manométricos manométricos (800 psig) (790 psig) (100 psig) 6c . Los Tiempos de las Etapas en segundos son tF=0.91 , (c) Gas de Cola de 4.57 kg/cm2 manométricos (65 psig) - 7.03 kg/cm2 manométricos (100 psig) . H2 a pureza del 99.8 % y recuperación 84 % alimentacion producto Gas de cola H2 74.0 99.95 28.9 Cl 14.3 0.05 39.0 C2 5.2 0.00 13.7 C3 2.6 0.00 7.2 C4 + 3.9 0.00 10.6 H20 20 vppm 0.01 vppm 53 vppm | Total (MMSCFD) 10.187 6.373 3.814 56.24 kg/cm2 55.54 kg/cm2 4.57 kg/cm2 manométricos manométricos manométricos (800 psig) (790 psig) (65 psig) - 7.03 kg/cm2 manométricos (100 psig) Ejemplo 10 Las Tablas 7a, 7b, y 7c comparan el desempeño de las RCPSAs operadas de acuerdo con la invención que se describe aquí. La corriente que se purifica tiene mayor H2 en la alimentación (85% mol) y es una corriente típica de refinería/petroquímica. En estos ejemplos el incremento de la pureza en el producto está debajo del 10% (es decir, P/F<1.1).

Bajo esta restricción, el método de la presente invención es capaz de producir hidrógeno en recuperación > 90 % sin que sea necesaria la compresión del gas de cola.

Tablas 7a, 7b & 7c Ejemplo de la RCPSA aplicada a una alimentación con concentración (85 % mol) de H2. Composición (% mol) de la entrada y salida de la RCPSA (0.172 m3 (6.1 pies3) ) . La alimentación está a 33.75 kg/cm2 manométricos (480 psig), 57.23°C (135°F) y la velocidad de alimentación es aproximadamente 6 MMSCFD . 7a. Los Tiempos de las Etapas en segundos son tF=0.5 , tCo=0.33, tCN=0.167, tP=0.167, tRP=1.83 recuperación = 85 % alimentación producto Gas de cola H2 85.0 92.40 57.9 Cl 8.0 4.56 17.9 C2 4.0 1.79 13.1 C3 3.0 1.16 10.4 C4+ 0.0 0.00 0.0 H20 2000 866.5 6915 | total (MMSCFD) 6.100 4.780 1.320 33 . 75 kg/cpJ 33.04 kg/cm2 4.57 kg/cm2 manométricos manométricos manométricos ( 480 psig ) (470 psig) (65 psig) 7b. Los Tiempos de las Etapas en segundos son tF=l , tCo=0.333, tCN=0.167, tP=0.083, tRP=0.417 recuperación = 90 % alimentación producto Gas de cola H2 85.0 90.90 58.2 Cl 8.0 5.47 18.1 C2 4.0 2.23 12.9 C3 3.0 1.29 10.1 C4+ 0.0 0.00 0.0 H20 2000 1070.5 6823 | Total (MMSCFD) 6.120 5.150 0.969 33.75 kg/cm' 33.04 kg/cm2 4.57 kg/cm2 manométricos manométricos manométricos (480 psig) (470 psig) (65 psig) 7c. Los Tiempos de las Etapas en segundos son tF=2 , tCo=0.667 , tCN=0.333, tP=0.167, ^=0.833 recuperación = 90 % alimentación producto Gas de cola H2 85.0 90.19 55.2 Cl 8.0 6.21 18.8 C2 4.0 2.32 13.9 C3 3.0 1.17 11.3 C4+ 0.0 0.00 0.0 H20 2000 1103.5 7447 | Total (MMSCFD) 6.138 5.208 0.93 33.75 kg/cm 33.04 kg/cm2 4.57 kg/cm2 manométricos manométricos manométricos (480 psig) (470 psig) (65 psig)

Claims (1)

1. REIVINDICACIONES 1. Un proceso para incrementar la pureza del hidrógeno en las corrientes que contienen hidrógeno asociadas con procesos petroquímicos, el cual proceso está caracterizado porque comprende someter la corriente que contiene hidrógeno a la unidad de adsorción con oscilación de presión de ciclo rápido que contienen una pluralidad de lechos adsorbentes y que tiene un ciclo de tiempo total de menos de aproximadamente 30 segundos y una caída de presión dentro de cada lecho adsorbente mayor de aproximadamente 12.7 centímetros de agua por 0.3048 metros (5 pulgadas de agua por pie) de longitud de lecho. 2. El proceso de la reivindicación 1, caracterizado porque los procesos petroquímicos son aquellos seleccionados del grupo que consiste de isomerización de xileno, hidroisomerización de etilbenceno a xilenos, desproporción molecular de tolueno, desproporción molecular selectiva de tolueno, y tolueno, benceno y transalquilación de C9+ . 3. El proceso de la reivindicación 2, caracterizado porque el tiempo total del ciclo de adsorción con oscilación de presión de ciclo rápido es menor que aproximadamente 15 segundos . 4. El proceso de la reivindicación 3, caracterizado porque el tiempo total del ciclo es menor que aproximadamente 10 segundos y la caída de presión de cada lecho adsorbente es mayor que aproximadamente 25.4 centímetros de agua por 0.3048 metros (10 pulgadas de agua por pie) de longitud del lecho. 5. El proceso de la reivindicación 4, caracterizado porque el tiempo total del ciclo es menor que aproximadamente 5 segundos . 6. El proceso de la reivindicación 5, caracterizado porque la caída de presión es mayor que aproximadamente 50.8 centímetros de agua por 0.3048 metros (20 pulgadas de agua por pie) de longitud del lecho.