MX2009000181A

MX2009000181A - Proceso de elaboracion de 1,2-dicloroetano.

Info

Publication number: MX2009000181A
Application number: MX2009000181A
Authority: MX
Inventors: Michel Strebelle; Dominique Balthasart
Original assignee: Solvay
Priority date: 2006-06-26
Filing date: 2007-06-22
Publication date: 2009-01-23
Also published as: MY146963A; AR061630A1; UA96299C2; EA015307B1; US8119745B2; AU2007263766B2; EA200970054A1; US20090203854A1; KR20090023500A; CA2655123A1; TW200827325A; AU2007263766A1; CN101500972B; NO20085236L; FR2902787B1; BRPI0714169A2; CN101500972A; CA2655123C; EP2043978A1; WO2008000693A1

Abstract

Proceso de elaboración de 1,2-dicloroetano comenzando a partir de un flujo de etano, donde: el flujo de etano es sometido a una oxideshidrogenación catalítica que produce una mezcla de gases que contiene etileno, etano no convertido, agua y constituyentes secundarios; dicha mezcla de gases opcionalmente se lava y se seca, produciendo así una mezcla de gases seca; después de una etapa de purificación opcional adicional, dicha mezcla de gases seca que comprende al flujo de productos derivado del reactor de cloración R2 separada en la etapa e), es sometida a una absorción A que consiste de la separación de dicha mezcla de gases en una fracción enriquecida con los compuestos que son más livianos que etileno que contienen parte del etileno (fracción A) y en una fracción Fl; la fracción A es desviada hacia un reactor de cloracián R1 en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción A es convertido en 1,2-dicloroetano y el 1,2-dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de cioración R1; la fracción Fl es sometida a una desorción D1 que consiste en la separación de la fracción Fl en una fracción de etileno agotado en compuestos que son más livianos que etileno (fracción C) que es desviada hacia un reactor de cloración R2, donde el flujo de productos derivado de este reactor se agrega a la mezcla de gases seca sometida a la etapa c) opcionalmente después de haber extraído el 1,2- dicloroetano formado, y en una fracción F2; la fracción F2 es sometida a una desorción D2 que consiste en la separación de la fracción F2 en una fracción enriquecida con etileno (fracción B) y en una fracción F3, que opcionalmente contiene al 1,2-dicloroetano formado en el reactor de cloración R2 luego se extrae, si no ha sido extraído previamente, que es reciclada hacia la absorción A, opcionalmente después de un tratamiento adicional destinado a reducir la concentración, en la fracción F3, de los compuestos que son más pesados que el etano; la fracción B es desviada hacia un reactor de oxicloración en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción B es convertido en 1,2-dicloroetano, el 1,2- dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de oxicloración y opcionalmente se agrega al 1,2-dicloroetano formado en el reactor de cloración R1 y opcionalmente al que se formó en el reactor de cloración R2; y el flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el 1,2-dicloroetano, que opcionalmente contiene un flujo de etano adicional introducido previamente en una de las etapas b) a g), es reciclado opcionalmente hacia la etapa a) opcionalmente después de haber purgado los gases y/o después de un tratamiento opcional con el fin de eliminar los productos clorados contenidos en el mismo.

Description

PROCESO DE ELABORACIÓN DE 1 , 2 -DICLOROETANO La presente invención se relaciona con un proceso de elaboración de 1 , 2 -dicloroetano (DCE), un proceso de elaboración de cloruro de vinilo (VC) y un proceso de elaboración de cloruro de polivinilo (PVC) . El DCE se prepara habitualmente por oxicloración de etileno usando cloruro de hidrógeno (HC1) y una fuente de oxígeno o por cloración directa del etileno usando cloro. La deshidrocloracion de DCE por pirólisis da como resultado entonces la producción de VC con liberación de HC1. La oxicloración y cloración se efectúan generalmente en paralelo y el HC1 producido en la pirólisis se usa en la oxicloración. Hasta la fecha, en la elaboración de DCE generalmente se utiliza etileno con una pureza mayor al 99,8%. Este etileno de gran pureza se obtiene por medio de craqueo térmico de diversos productos del petróleo, seguido por numerosas operaciones de separación complejas y costosas con el fin de aislar el etileno de los demás productos del craqueo y obtener un producto de una pureza muy alta. Dado el elevado costo ligado a la producción de etileno de tan alta pureza y también la ventaja que se podría prever en un proceso de elaboración de VC por DCE en regiones favorables que no tienen la capacidad de acceder fácilmente al etileno, se han contemplado diversos procesos para la elaboración de DCE, con etileno, que presentan una pureza menor que 99,8%. Estos procesos tienen la ventaja de reducir los costos al simplificar el transcurso de separación de los productos resultantes del craqueo de los productos de petróleo y asi dejar de lado las separaciones complejas que no representan ningún beneficio para la elaboración de DCE. Por consiguiente, se prevén diversos procesos para la elaboración de DCE, comenzando con etileno, que tiene una pureza menor que 99,8% producido mediante un craqueo simplificado de etano. Por ejemplo, en la Solicitud de Patente WO 00/26164 se describe un proceso de elaboración de DCE por cloración de etileno obtenido por craqueo simplificado de etano, donde la cloración tiene lugar en presencia de las impurezas obtenidas durante el craqueo de etano sin ninguna purificación adicional. En la propia Solicitud de Patente WO 03/48088 se describe un proceso de elaboración de DCE por deshidrogenación de etano que da lugar a la formación de una fracción que comprende etano, etileno e impurezas que incluyen hidrógeno, donde dicha fracción luego es sometida a cloración y/u oxicloración .

Estos procesos tienen la desventaja que el etileno obtenido no se puede usar para un proceso combinado de cloración/oxicloración del etileno dado que el etileno contiene impurezas cuya presencia durante la reacción de oxicloración podría causar problemas operativos, principalmente por envenenamiento del catalizador por productos pesados y una conversión costosa del hidrógeno presente en el sistema. Esta conversión de hidrógeno consumiría el oxígeno de gran pureza que sería sacrificado entonces para una reacción indeseada y podría liberar mucho calor de reacción durante la conversión de hidrógeno en agua. Esta conversión limitaría entonces la capacidad del reactor de oxicloración, generalmente ligado a la capacidad de intercambio de calor. En consecuencia, debe realizarse una inversión bastante elevada para garantizar la superficie de intercambio de calor y por lo tanto el volumen del reactor, debido a la presencia de hidrógeno en la mezcla. La opción de quemar el hidrógeno en un reactor separado, que se describe en la Solicitud WO 03/48088, no resuelve la dificultad ya que requiere una gran cantidad de oxígeno, una cantidad estequiométrica con relación al hidrógeno, y también una gran área superficial de intercambio para eliminar este calor de combustión. En consecuencia, presenta un consumo de etileno significativo y puede tener problemas ligados a la seguridad. Finalmente, la eliminación del agua formada conlleva al aumento de los costos de producción. También se conocen procesos en los cuales se obtiene VC por oxicloración de etano y no de etileno. Tales procesos no han encontrado una aplicación industrial hasta el momento, ya que como son conducidos a temperaturas altas, dan como resultado una selectividad mediocre con pérdida de los reactivos usados y el costo de separación y destrucción de los productos secundarios y también se caracterizan por problemas con el comportamiento de los materiales en un medio de oxicloración corrosivo. Finalmente, es común observar problemas ligados al comportamiento de los catalizadores usados debido a una vaporización gradual de sus constituyentes y también ligados a la deposición de estos constituyentes sobre la superficie fría del empaquetado del intercambiador. Un objeto de la presente invención provee un proceso, que emplea etileno, con una pureza menor que 99,8% que tiene la ventaja de reducir los costos ligados a la producción de etileno de mayor pureza y la ventaja de evitar los problemas mencionados precedentemente. A tal efecto, la invención se relaciona con un proceso para la elaboración de 1 , 2 -dicloroetano comenzando a partir de un flujo de etano según el cual: el flujo de etano es sometido a una oxideshidrogenación catalítica que produce una mezcla de gases que contiene etileno, etano no convertido, agua y constituyentes secundarios; dicha mezcla de gases opcionalmente se lava y se seca, produciendo así una mezcla de gases seca; después de una etapa de purificación opcional adicional, dicha mezcla de gases seca que comprende al flujo de productos derivado del reactor de cloración R2 separada en la etapa e) , es sometida a una absorción A que consiste de la separación de dicha mezcla de gases en una fracción enriquecida con los compuestos que son más livianos que etileno que contienen parte del etileno (fracción A) y en una fracción Fl; la fracción A es desviada hacia un reactor de cloración Rl en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción A es convertido en 1 , 2 -dicloroetano y el 1, 2-dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de cloración Rl; la fracción Fl es sometida a una desorción DI que consiste en la separación de la fracción Fl en una fracción de etileno agotado en compuestos que son más livianos que etileno (fracción C) que es desviada hacia un reactor de cloración R2 , donde el flujo de productos derivado de este reactor se agrega a la mezcla de gases seca sometida a la etapa c) opcionalmente después de haber extraído el 1,2-dicloroetano formado, y en una fracción F2 ; la fracción F2 es sometida a una desorción D2 que consiste en la separación de la fracción F2 en una fracción enriquecida con etileno (fracción B) y en una fracción F3 , que opcionalmente contiene al 1 , 2-dicloroetano formado en el reactor de cloración R2 luego se extrae, si no ha sido extraído previamente, que es reciclada hacia la absorción A, opcionalmente después de un tratamiento adicional destinado a reducir la concentración, en la fracción F3 , de los compuestos que son más pesados que el etano; la fracción B es desviada hacia un reactor de oxicloración en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción B es convertido en 1 , 2-dicloroetano, el 1,2-dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de oxicloración y opcionalmente se agrega al 1 , 2 -dicloroetano formado en el reactor de cloración Rl y opcionalmente al que se formó en el reactor de cloración R2; y el flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el 1, 2-dicloroetano, que opcionalmente contiene un flujo de etano adicional introducido previamente en una de las etapas b) a g) , es reciclado opcionalmente hacia la etapa a) opcionalmente después de haber purgado los gases y/o después de un tratamiento opcional con el fin de eliminar los productos clorados contenidos en el mismo; De acuerdo con la etapa a) del proceso de acuerdo con la invención, el flujo de etano es sometido a una oxideshidrogenación catalítica que produce una mezcla de gases que contiene etileno, etano no convertido, agua y constituyentes secundarios. El flujo de etano sometido a la oxideshidrogenación catalítica puede, o no, ser químicamente puro. El flujo de etano usado puede contener hasta un 70% en volumen de otros gases, tales como metano, hidrógeno, etileno, oxígeno, nitrógeno y óxidos de carbono. El flujo de etano usado contiene ventajosamente al menos 80% en volumen, preferentemente al menos 90% en volumen, con particular preferencia al menos 95% en volumen y con mayor preferencia al menos 98% en volumen de etano. Si fuera necesario, se puede separar al etano de los compuestos secundarios que tienen un punto de ebullición más alto en cualquier dispositivo conocido, por ejemplo por absorción, extracción, difusión o destilación. El flujo de etano sometido a la oxideshidrogenación catalítica puede ser una fuente de etano disponible en el mercado, pero también puede ser un flujo de productos derivados del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el 1, 2-dicloro-etano, que opcionalmente contiene un flujo de etano adicional que se agrega en uno de los pasos b) a a) y se recicla al paso h) , o una mezcla de ambos . El término "oxideshidrogenación catalítica (ODH)", también conocida como deshidrogenación oxidativa catalítica, significa una oxidación parcial de etano por oxígeno en presencia de un catalizador. Dicha ODH puede tener lugar ya sea a una temperatura superior a 650°C hasta 800°C, inferior al rango de temperaturas de craqueo térmico o a una temperatura menor que o igual a 650 °C. La presión a la cual tiene lugar la etapa a) es ventajosamente de al menos 1, preferentemente al menos 1,5 y con particular preferencia al menos 2 bar absoluto. Ventajosamente es de a lo sumo 16, preferentemente a lo sumo 11 y con particular preferencia a lo sumo 6 bar absoluto . El oxígeno introducido puede ser oxígeno o un gas que contiene oxígeno junto con otros gases inertes, tal como por ejemplo aire. Preferentemente, se usa oxígeno. El oxígeno puede, o no, ser químicamente puro. Por consiguiente, es posible usar una fuente de oxígeno muy pura que contiene al menos un 99% en volumen de oxígeno pero también una fuente de oxígeno que contiene menos que un 99% en volumen de oxígeno. En este último caso, el oxígeno usado contiene ventajosamente más que un 90% en volumen y preferentemente más que un 95% en volumen de oxígeno. Se prefiere particularmente una fuente de oxígeno que contiene entre 95 y 99% en volumen de oxígeno. La cantidad de oxígeno introducida, basado en la cantidad de etano, comprende ventajosamente entre 0,001 y 1 mol/mol, preferentemente entre 0,005 y 0,5 mol/mol y con particular preferencia entre 0,05 y 0,3 mol/mol. La ODH se puede efectuar en cualquier dispositivo conocido. Ventajosamente, la ODH puede llevarse a cabo en un reactor o en una serie de reactores de lecho fijo con uno o más lechos, entre los cuales puede realizarse una etapa de condicionamiento térmico, o en un reactor o serie de reactores de lecho fluidizado, preferentemente adiabáticos o con control de temperatura empleando un fluido auxiliar dentro del reactor (reactor multitubular o intercambiador de calor inmerso en el lecho catalítico) o fuera del mismo. Los reactivos se pueden mezclar antes de su agregado a la zona de reacción. Uno o más reactivos también pueden agregarse de manera diferente, por ejemplo entre los lechos de un reactor de múltiples lechos. El reactor puede hallarse equipado con medios de precalentamiento y con cualquier elemento necesario para controlar la temperatura de la reacción. Un intercambiador cruzado permite ventajosamente recuperar el calor de los productos formados para recalentar los productos entrantes.

Se pueden emplear diversos sistemas catalíticos para realizar la ODH de acuerdo con la invención. Así, deben mencionarse los catalizadores basados en óxidos de metales alcalino-térreos , tal como, por ejemplo, los catalizadores de Li/MgO que generalmente operan a temperaturas superiores a los 600 °C. Se deben mencionar además los catalizadores a base de níquel (Ni) . Los catalizadores que contienen molibdeno (Mo) y/o vanadio (V) presentan una ventaja particular. Dichos catalizadores consisten generalmente en óxidos de los elementos mencionados. Contienen ventajosamente, además, otros elementos, tales como, por ejemplo Cr, Mn, Nb, Ta, Te, Ti, P, Sb, Bi, Zr, Ni, Ce, Al, Ca o . Los catalizadores basados en vanadio (V) son los más particularmente ventajosos. Son preferidos los óxidos mixtos que contienen V y al menos un elemento elegido entre Mo, W, Nb, Ta, Te, Ti, P, Sb, Bi, Zr, Ni, Ce, Al y Ca. Los óxidos mixtos que contienen tanto Mo y V, y V o Mo, y V son particularmente preferidos. Entre aquellos que contienen Mo y V, pueden mencionarse Mo-V-O, Mo-V-Zr-O, Mo-V-Ta-Sb-Zr-O, Mo-V-Ta-Sb-O, Mo-V-Nb-Te-O, Mo-V-Nb-Bi-Ni-O, Mo-V-Nb-Bi-O, Mo-V-Nb-Ni- O, Mo-V-Nb-Sb-Ca-O, Mo-V-Ta-Al-O, Mo-V-Ta-O, Mo-V-Al-O, Mo-V-Sb-O, Mo-V-Nb-0 y Mo-V-Nb-Sb. Entre aquellos que contienen W y V, pueden mencionarse W-V-O, W-V-Nb-0 y W-V-Ta-O. Entre aquellos que contienen Mo, W y V, pueden mencionarse Mo-W-V-Ta-Te-Ti-P-Ni-Ce-O, Mo-W-V-Ta-Te-Ti-P-O, Mo-W-V-Te-Ti-P-Ce-O, Mo-W-V-Te-Ti-P-Ni-O, Mo-W-V-Te-Ti-P-O, Mo-W-V-Te-Ti-O, Mo-W-V-Te-P-O, Mo-W-V-Te-O, Mo-W-V-Ta-Te-Ti-P-Ni-Ce-O, Mo-W-V-Ta-Te-Ti-P-O, Mo-W-V-Te-Ti-P-Ce-O, Mo-W-V-Te-Ti-P-Ni-O, Mo-W-V-Te-Ti-P-O, Mo-W-V-Te-Ti-O, Mo-W-V-Te-P-O, Mo-W-V-Te-O, Mo-W-V-Nb-O, Mo-W-V-Sb-O, Mo-W-V-Ti-Sb-Bi-O, Mo-W-V-Ti-Sb-O, Mo-W-V-Sb-Bi-O, Mo-W-V-Zr-O, Mo-W-V-Nb-Ta-O, Mo-W-V-Nb-0 y Mo-W-V-O. También pueden emplearse los catalizadores de Ta-Ni -O, Nb-Ni-0 y Nb-Ta-Ni-O. Los catalizadores empleados para la ODH pueden encontrarse, o no, sobre un soporte. En caso de que se encuentren sobre un soporte, dicho soporte que posiblemente puede emplearse comprende silica, alúmina, óxido de titanio, carburo de silicio, zirconio y mezclas de los mismos como óxidos mixtos. Ventajosamente, los catalizadores utilizados para la ODH son resistentes al DCE. El catalizador empleado puede colocarse sobre un lecho o en tubos o por fuera de los mismos tal que pueda lograrse un control de temperatura mediante un fluido que circunde dichos tubos o que corra a través de los mismos . La ODH del flujo de etano proporciona una mezcla de gases que contiene etileno, etano no convertido, agua y constituyentes secundarios . Los constituyentes secundarios pueden consistir en monóxido de carbono, dióxido de carbono, hidrógeno, diversos compuestos que contengan oxígeno, tales como, por ejemplo, ácido acético o aldehidos, nitrógeno, metano, oxígeno, opcionalmente acetileno y compuestos orgánicos que comprendan al menos 3 átomos de carbono . De acuerdo con una primera variante del proceso acorde con la invención, la ODH ocurre a una temperatura entre 650°C y 800°C. De acuerdo con una segunda variante del proceso acorde con la invención, la ODH ocurre a una temperatura menor o igual a 650°C. Ventajosamente, la ODH ocurre a temperatura menor o igual a 600°C, preferentemente menor o igual a 550°C, con particular preferencia, menor o igual a 500 °C, más particularmente aún, menor o igual a 450°C y aún más preferentemente, menor o igual a 400°C. Una temperatura entre 200 y 400°C resulta particularmente ventajosa.

En este caso, el proceso de acuerdo con la invención presenta la ventaja de generar cantidades muy pequeñas de hidrógeno, responsables de diversos inconvenientes. De acuerdo con la segunda variante, la ODH hace que sea ventajosamente imposible generar cantidades problemáticas de compuestos pesados con un número de átomos de carbono mayor o igual a 3, tal como por ejemplo propileno y olefinas, cuyo peso molecular sea mayor al del propileno . Se prefiere la segunda variante del proceso acorde con la invención frente a la primera. De acuerdo con la etapa b) del proceso acorde con la invención, dicha mezcla de gases obtenida en la etapa a) se lava y seca opcionalmente, produciendo así una mezcla de gases seca. La mezcla de gases obtenida en la etapa a) puede lavarse, o no. Preferentemente, se lava. El lavado de la mezcla de gases obtenida en la etapa a) puede realizarse por cualquier medio conocido. Preferentemente, se lleva a cabo empleando un líquido de lavado acuoso, preferentemente alcalino, o usando un líquido no acuoso. Entre los líquidos de lavado acuosos, se pueden mencionar los siguientes: hidróxido de sodio, carbonato de sodio, carbonato ácido sodio e hidróxido de sodio. Entre los líquidos no acuosos, deben mencionarse la metilpirrolidona, aceites pesados y metanol. Esta operación permite eliminar ventajosamente sólidos tales como carbón, compuestos de azufre, dióxido de carbono, hidrocarburos saturados o insaturados que son más pesados que el etileno, acetileno, especies ácidas tal como ácido acético o cloruro de hidrógeno y aldehidos . El secado de la mezcla de gases puede realizarse por cualquier medio conocido. Preferentemente, el secado se lleva a cabo por enfriamiento al final de la compresión de los gases y/o por adsorción sobre un desecante sólido, tal como un tamiz molecular, alúmina o cal. La etapa de lavado, si se lleva a cabo, y la etapa de secado pueden realizarse en cualquier orden. Así, es posible lavar y luego secar la mezcla de gases o secarla y luego lavarla. Preferentemente, dicha mezcla de gases obtenida en la etapa a) se lava y luego se seca, de manera de obtener una mezcla de gases seca. Ventajosamente, luego de la etapa b) , la cantidad de agua en la mezcla de gases seca es menor o igual a 500 ppm, preferentemente menor o igual a 10 ppm y, con particular preferencia, menor o igual a 1 ppm en volumen. Se contempla un paso de purificación adicional, preferentemente un paso de purificación química, del flujo sometido a cloración en el reactor de cloración Rl antes de su ingreso en el reactor de cloración con el fin de eliminar del mismo todo compuesto no deseado en la cloración. Este puede ser el caso, por ejemplo, del acetileno formado durante la etapa a) o también del oxígeno, que resulta indeseado cuando se encuentra en exceso. El acetileno puede eliminarse ventajosamente por hidrogenación, preferentemente, por el hidrógeno presente en la mezcla. Este paso puede tener lugar antes de otro paso del proceso de acuerdo con la invención si fuera necesario, tal como por ejemplo antes del paso c) , antes del paso de cloración en el reactor de cloración R2 o antes del paso de oxicloración. Preferentemente, cuando tiene lugar, se efectúa antes del paso c) . Después del paso b) definido previamente y el paso de purificación adicional opcional mencionado previamente, dicha mezcla de gases seca que comprende al flujo de productos derivado del reactor de cloración R2 separado en el paso e) (conocido de aquí adelante como mezcla de gases) es sometida al paso c) de absorción A que consiste en separar dicha mezcla de gases en una fracción enriquecida con los compuestos que son más livianos que el etileno que contiene algo del etileno (fracción A) y en una fracción Fl.

Así, la mezcla de gases seca es sometida a un paso de absorción A en donde dicho flujo toma contacto preferentemente con un agente de lavado que contiene DCE. La expresión "agente de lavado que contiene DCE" o de manera más simple "agente de lavado" significa una composición en la cual el DCE se encuentra en estado líquido . Por ello, el agente de lavado que se puede usar para el paso de absorción A contiene ventajosamente DCE en estado líquido. En dicho agente de lavado, la presencia de otros compuestos no está excluida en modo alguno del alcance de la invención. Sin embargo, se prefiere que el agente de lavado contenga al menos un 50% en volumen de DCE, más particularmente al menos un 80% en volumen y con particular preferencia al menos un 95% en volumen. El agente de lavado usado para el paso de absorción A puede estar compuesto de agente de lavado fresco de cualquier origen, por ejemplo DCE crudo que sale de la unidad de cloración, DCE crudo que sale de la unidad de oxicloración o una mezcla de ambos que no ha sido purificado. También puede estar compuesto por dicho DCE purificado previamente, por el flujo de productos derivado del reactor de cloración R2 cuando el DCE no se extrae del mismo, siempre que se licué primero, o por todo o parte de la fracción F3 recuperada durante el paso de desorción D2 del proceso de acuerdo con la invención que opcionalmente contiene el DCE formado en el reactor de cloración R2 y extraído en el paso de desorción, después de un tratamiento opcional que permite reducir la concentración, en la fracción F3 , de los compuestos que son más pesados que etano según se explica más adelante, opcionalmente con la adición de agente de lavado fresco. Preferentemente, el agente de lavado usado para el paso de absorción A está compuesto por todo o parte de la fracción F3 recuperada durante el paso de desorción D2 del proceso de acuerdo con la invención, que opcionalmente contiene el DCE formado en el reactor de cloración y extraído en el paso de desorción, después del tratamiento opcional mencionado previamente, opcionalmente con la adición de agente de lavado fresco. De una manera particularmente preferida, el agente de lavado usado para el paso de absorción A está compuesto por todo o parte de la fracción F3 recuperada durante el paso de desorción D2 del proceso de acuerdo con la invención, después del tratamiento opcional mencionado previamente, con la adición de agente de lavado fresco (para compensar las pérdidas de agente de lavado durante los pasos de absorción y desorción) . El tratamiento adicional opcional mencionado previamente que permite reducir la concentración, en la fracción F3 , de los compuestos que son más pesados que etano, preferentemente de los compuestos que comprenden al menos 3 átomos de carbono, puede ser un paso de desorción de los compuestos que son más pesados que etano y más livianos que la fracción F3 o un paso de destilación de la fracción F3. Preferentemente, consiste de desorber los compuestos que son más pesados que etano y más livianos que la fracción F3. Preferentemente, se efectúa este tratamiento de la fracción F3. Una ventaja esencial radica en el hecho que la presencia de este DCE no resulta problemática, ya que es el compuesto principal formado durante la oxicloración o cloración. La relación entre los respectivos productos de agente de lavado y de mezcla de gases suministrados a la absorción A no es crítica y puede variar ampliamente. En la práctica solamente está limitado por el costo de la regeneración del agente de lavado. En general, el producto de agente de lavado comprende al menos 1, preferentemente al menos 5 y con particular preferencia al menos 10 toneladas por tonelada de la mezcla de gases suministrada a la absorción. En general, el producto de agente de lavado comprende a lo sumo 100, preferentemente a lo sumo 50 y con particular preferencia a lo sumo 25 toneladas por tonelada de etileno y etano a extraer de la mezcla de gases suministrada a la absorción. El paso de absorción A se realiza ventajosamente por medio de un absorbente, tal como, por ejemplo, un absorbente de película ascendente o de película descendente o una columna de absorción seleccionada entre columnas de placas, columnas con empaquetamiento aleatorio, columnas con empaquetamiento estructurado, columnas que combinan una o más de las estructuras internas mencionadas y columnas de aspersión. El paso de absorción A se efectúa preferentemente usando una columna de absorción y con particular preferencia usando una columna de absorción de placas . La columna de absorción está equipada ventajosamente con accesorios asociados, tal como, por ejemplo, al menos un condensador o enfriador interna o externa con respecto a la columna. El paso de absorción A mencionado previamente tiene lugar ventajosamente a una presión de al menos 15, preferentemente de al menos 20 y con particular preferencia de al menos 25 bar absoluto. El paso de absorción A tiene lugar ventajosamente a una presión de a lo sumo 40, preferentemente de a lo sumo 35 y con particular preferencia de a lo sumo 30 bar absoluto.

La temperatura a la cual se efectúa el paso de absorción A es ventajosamente de al menos -10, preferentemente de al menos 0 y con particular preferencia de al menos 10°C en la parte superior del agente absorbente o de la columna de absorción. Ventajosamente, es a lo sumo de 60, preferentemente a lo sumo de 50 y con particular preferencia a lo sumo de 40°C en la parte superior del absorbente o de la columna de absorción. La temperatura en la base del absorbente o columna de absorción es de al menos 0, preferentemente al menos 10 y con particular preferencia al menos 20 °C. Ventajosamente es a lo sumo de 70, preferentemente a lo sumo de 60 y con particular preferencia a lo sumo de 50°C. El paso c) de absorción A consiste en la separación de dicha mezcla de gases en una fracción enriquecida con los compuestos que son más livianos que el etileno que contiene algo del etileno (fracción A) y en una fracción Fl . La fracción A está enriquecida con los compuestos que son más livianos que el etileno. Dichos compuestos consisten generalmente de metano, nitrógeno, oxígeno, hidrógeno y monóxido de carbono . Ventajosamente, la fracción A contiene al menos 70%, preferentemente al menos 80% y con particular preferencia al menos 85% en peso de los compuestos que son más livianos que el etileno contenidos en la mezcla de gases seca. Ventajosamente, la fracción A contiene a lo sumo 99.99%, preferentemente a lo sumo 99.95% y con particular preferencia a lo sumo 99.9% en peso de los compuestos que son más livianos que el etileno contenidos en la mezcla de gases seca. La fracción A se caracteriza por un contenido de acetileno que es ventajosamente menor que o igual a 0,01%, preferentemente menor que o igual a 0,005% y con particular preferencia menor que o igual a 0,001% en volumen con relación al volumen total de la fracción A. Ventajosamente, la fracción A contiene a lo sumo 1%, preferentemente a lo sumo 0,5% y con particular preferencia a lo sumo 0,2% de etano con relación al volumen total de la fracción A. La fracción A se caracteriza por un contenido de compuestos que comprenden al menos 3 átomos de carbono que ventajosamente es menor o igual al 0,01%, preferentemente menor o igual al 0,005% y con particular preferencia menor o igual al 0,001% en volumen con relación al volumen total de la fracción A. La fracción A se caracteriza por un contenido de compuestos de azufre que ventajosamente es menor o igual al 0,001%, preferentemente menor o igual al 0,005% y con particular preferencia menor o igual al 0,001% en volumen con relación al volumen total de la fracción A. La fracción A contiene al menos 3%, preferentemente al menos 4% y con particular preferencia al menos 5% del etileno contenido en la mezcla de gases seca. Ventajosamente, la fracción Fl contiene a lo sumo 30%, preferentemente a lo sumo 20% y con particular preferencia a lo sumo 15% en peso de los compuestos que son más livianos que el etileno, contenidos en la mezcla de gases seca. La fracción Fl contiene ventajosamente al menos 0,1%, preferentemente al menos 0,3% y con particular preferencia al menos 0,5% en peso de etileno con relación al peso total de la fracción Fl . La fracción Fl contiene preferentemente a lo sumo un 20%, preferentemente a lo sumo un 15% y con particular preferencia a lo sumo un 12% en peso de etileno con relación al peso total de la fracción Fl . La fracción Fl contiene ventajosamente al menos un 0,3%, preferentemente al menos un 0,8% y con particular preferencia al menos un 1% en peso de etano con relación al peso total de la fracción Fl . La fracción Fl contiene ventajosamente a lo sumo un 25%, preferentemente a lo sumo un 20%, con particular preferencia a lo sumo un 18% en peso de etano con relación al peso total de la fracción Fl .

La fracción Fl se caracteriza, además, por un contenido de acetileno que ventajosamente es menor o igual al 0,1%, preferentemente menor o igual al 0,05% y con particular preferencia menor o igual al 0,01% en peso con relación al peso total de la fracción Fl . La fracción Fl se caracteriza por un contenido de compuestos que comprenden al menos 3 átomos de carbono que ventajosamente es menor o igual al 1%, preferentemente menor o igual al 0,5% y con particular preferencia menor o igual al 0,1% en peso con relación al peso total de la fracción Fl . La fracción Fl se caracteriza por un contenido de compuestos de azufre que ventajosamente es menor o igual al 0,005%, preferentemente menor o igual al 0,002% y con particular preferencia menor o igual al 0,001% en peso con relación al peso total de la fracción Fl . De acuerdo con el paso d) del proceso de acuerdo con la invención, la fracción A es desviada hacia un reactor de cloración Rl en donde la mayor parte del etileno presente en la fracción A es convertido en 1, 2-dicloroetano y el 1, 2-dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de cloración. La reacción de cloración se realiza ventajosamente en una fase líquida (con preferencia, DCE principalmente) que contenga un catalizador disuelto, tal como FeC13 u otro ácido de Lewis. Es posible combinar ventajosamente dicho catalizador con co-catalizadores tales como cloruros de metales alcalinos. Un par que ha dado buenos resultados es el complejo de FeC13 con LiCl (tetracloroferrato de litio, como se describe en la Solicitud de Patente NL 6901398) . Las cantidades de FeC13 que se emplean ventajosamente se encuentran entre 1 y 30 g de FeC13 por kg de stock líquido. La relación molar entre FeC13 y LiCl se encuentra ventajosamente entre 0,5 y 2. Además, el proceso de cloración se realiza preferentemente en un medio (o solvente) orgánico clorado. Más preferentemente, dicho medio líquido orgánico clorado, también denominado stock líquido, se encuentra principalmente compuesto por DCE. El proceso de cloración de acuerdo con la invención se realiza ventajosamente a temperaturas entre 30 y 150°C. Se han obtenidos buenos resultados sin importar la presión, tanto a una temperatura por debajo del punto de ebullición (cloración bajo condiciones de subenfriamiento) como en el propio punto de ebullición mismo (cloración en ebullición) .

Cuando el proceso de cloración de acuerdo con la invención consiste en un proceso de cloración bajo condiciones de subenfriamiento, se obtuvieron buenos resultados trabajando a una temperatura ventajosamente mayor o igual a 50 °C y preferentemente mayor o igual a 60°C, pero ventajosamente menor o igual a 80°C y, preferentemente, menor o igual a 70 °C, con una presión en la fase gaseosa ventajosamente mayor o igual a 1 y preferentemente mayor o igual a 1,1 bar absoluto, pero ventajosamente menor o igual a 30, preferentemente menor o igual a 25 y, con particular preferencia, menor o igual a 20 bar absoluto. Se prefiere particularmente un proceso de cloración en el punto de ebullición, que hace posible, cuando corresponda, recuperar el calor de reacción. En este caso, la reacción tiene lugar ventajosamente a una temperatura mayor que o igual a 60 °C, preferentemente mayor que o igual a 70 °C y con particular preferencia mayor que o igual a 85 °C, pero ventajosamente menor que o igual a 150 °C y preferentemente menor que o igual a 135°C, y con una presión en la fase gaseosa ventajosamente mayor que o igual a 0,2, preferentemente mayor que o igual a 0,5, con particular preferencia mayor que o igual a 1,1 y con mayor preferencia mayor que o igual a 1,3 bar absoluto, pero ventajosamente menor que o igual a 20 y preferentemente menor que o igual a 15 bar absoluto. El proceso de cloración may también puede ser un proceso de enfriamiento de serpentín híbrido para la cloración en el punto de ebullición. La expresión "proceso de enfriamiento de serpentín híbrido para la cloración a punto de ebullición" se refiere a un proceso en el cual el enfriamiento del medio de la reacción se realiza, por ejemplo, mediante un intercambiador sumergido en el medio de la reacción o por un serpentín de circulación en un intercambiador, en tanto se produce en la fase gaseosa al menos la cantidad de DCE formada. Ventajosamente, se ajusta la temperatura de la reacción y la presión de manera que el DCE producido pueda dejar la fase gaseosa y que el remanente del calor del medio de la reacción se elimine en la superficie de intercambio. Los componentes de la fracción A, que comprende etileno y cloro (puro o diluido) , pueden introducirse juntos o por separado al mediar la reacción utilizado cualquier dispositivo conocido. Una introducción separada de la fracción A puede ser ventajosa para incrementar su parcial presión y para facilitar su disolución que a menudo constituye una etapa limitante del proceso. Se agrega una cantidad suficiente de cloro como para convertir la mayor parte del etileno y sin necesidad de agregar un exceso de cloro no convertido. La relación de cloro/etileno empleada comprende preferentemente entre 1,2 y 0,8 y con particular preferencia entre 1,05 y 0,95 mol/mol . Los productos clorados obtenidos contienen principalmente DCE y también pequeñas cantidades de productos secundarios, tales como 1, 1, 2-tricloroetano o pequeñas cantidades de productos de cloración de etano o metano . La separación del DCE obtenido del flujo de productos derivado del reactor de cloración Rl se realiza de acuerdo con métodos conocidos y en general permite aprovechar el calor de la reacción de cloración. Se realiza preferentemente por condensación y separación gas/líquido.

De acuerdo con el paso e) del proceso de acuerdo con la invención, la fracción Fl es sometida a una desorción DI que consiste en separar la fracción Fl en una fracción de etileno agotada en los compuestos que son más livianos que el etileno (fracción C) que es desviado hacia un reactor de cloración R2 , donde el flujo de productos derivado de este reactor se agrega a la mezcla de gases seca sometida al paso c) después de haber extraído opcionalmente el 1,2-dicloroetano formado, y en una fracción F2. El paso de desorción DI es ventajosamente un paso de desorción en el cual la fracción C se extrae de la fracción Fl. El agente de lavado recuperado después del paso de desorción DI, la fracción F2, es enviado al segundo paso de desorción D2. El paso de desorción DI se efectúa ventajosamente por medio de un agente de desorción tal como, por ejemplo, un agente de desorción de una película ascendente o de una película descendente, un calderín o una columna de desorción seleccionada entre columnas de placas, columnas con empaquetamiento aleatorio, columnas con empaquetamiento estructurado, columnas que combinan una o más de las estructuras internas mencionadas y columnas de aspersión. El paso de desorción DI se efectúa preferentemente por medio de una columna de desorción y, con particular preferencia, por medio de una columna de desorción de placas. La columna de desorción está equipada ventajosamente con accesorios asociados tal como, por ejemplo, al menos un condensador o un enfriador interno o externo con respecto a la columna y al menos un calderín. El paso de desorción DI se efectúa ventajosamente a una presión de al menos 1, preferentemente al menos 2 y con particular preferencia al menos 3 bar absoluto. El paso de desorción DI se efectúa ventajosamente a una presión de a lo sumo 20, preferentemente a lo sumo 15 y con particular preferencia a lo sumo 10 bar absoluto. La temperatura a la cual se lleva a cabo el paso de desorción DI se elige ventajosamente de modo tal que más de un 80%, preferentemente más de un 90% del etano contenido en la fracción Fl se encuentra en la fracción F2. La temperatura a la cual se efectúa el paso de desorción DI es ventajosamente de al menos -10, preferentemente de al menos 0 y con particular preferencia de al menos 10°C en la parte superior del agente de desorción o de la columna de desorción. Ventajosamente es a lo sumo de 60, preferentemente a lo sumo de 50 y con particular preferencia a lo sumo de 40°C en la parte superior del equipo de desorción o de la columna de desorción. La temperatura en la base del equipo de desorción o de la columna de desorción es de al menos 60, preferentemente al menos 80 y con particular preferencia al menos 100 °C. Ventajosamente es a lo sumo de 200, preferentemente a lo sumo de 160 y con particular preferencia a lo sumo de 150 °C. El paso e) de desorción DI es ventajosamente un paso de desorción en el cual se extrae una fracción de etileno, agotada en los compuestos que son más livianos que el etileno (fracción C) , de la fracción Fl . Ventajosamente, la fracción C contiene al menos 80%, preferentemente al menos 90% y con particular preferencia al menos 95% en peso de los compuestos que son más livianos que el etileno contenidos en la fracción Fl . La fracción C se caracteriza por un contenido de acetileno que es ventajosamente menor que o igual a 0,01%, preferentemente menor que o igual a 0,005% y con particular preferencia menor que o igual a 0,001% en volumen con relación al volumen total de la fracción C. La fracción C se caracteriza por un contenido de compuestos que comprenden al menos 3 átomos de carbono que es ventajosamente menor que o igual a 0,01%, preferentemente menor que o igual a 0,005% y con particular preferencia menor que o igual a 0,001% en volumen con relación al volumen total de la fracción C. La fracción C se caracteriza por un contenido de compuestos de azufre que ventajosamente es menor o igual al 0,001%, preferentemente menor o igual al 0,005% y con particular preferencia menor o igual al 0,001% en volumen con relación al volumen total de la fracción C. La fracción C contiene al menos 10%, preferentemente al menos 15% y con particular preferencia al menos 20% del etileno contenido en la fracción Fl . La fracción C contiene ventajosamente a lo sumo 80%, preferentemente a lo sumo 70% y con particular preferencia a lo sumo 65% del etileno contenido en la fracción Fl . La fracción C es desviada luego al reactor de cloración R2. La reacción de cloración se realiza ventajosamente en una fase líquida (con preferencia, DCE principalmente) que contenga un catalizador disuelto, tal como FeCl3 u otro ácido de Lewis. Es posible combinar ventajosamente dicho catalizador con co-catalizadores tales como cloruros de metales alcalinos. Un par que ha dado buenos resultados es el complejo de FeCl3 con LiCl (tetracloroferrato de litio, como se describe en la Solicitud de Patente NL 6901398) . Las cantidades de FeC13 que se emplean ventajosamente se encuentran entre 1 y 10 g de FeC13 por kg de stock liquido. La relación molar entre FeC13 y LiCl se encuentra ventajosamente entre 0,5 y 2. El proceso de cloración de acuerdo con la invención se realiza ventajosamente a temperaturas entre 30 y 150°C. Se han obtenidos buenos resultados sin importar la presión, tanto a una temperatura por debajo del punto de ebullición (cloración bajo condiciones de subenfriamiento) como en el propio punto de ebullición mismo (cloración en ebullición) . Cuando el proceso de cloración de acuerdo con la invención consiste en un proceso de cloración bajo condiciones de subenfriamiento, se obtuvieron buenos resultados trabajando a una temperatura ventajosamente mayor o igual a 50 °C y preferentemente mayor o igual a 60 °C, pero ventajosamente menor o igual a 80 °C y, preferentemente, menor o igual a 70 °C, con una presión en la fase gaseosa ventajosamente mayor o igual a 1,5 y preferentemente mayor o igual a 2 bar absoluto, pero ventajosamente menor o igual a 20, preferentemente menor o igual a 10 y, con particular preferencia, menor o igual a 6 bar absoluto. Se prefiere particularmente un proceso de cloración en el punto de ebullición, que hace posible, cuando corresponda, recuperar el calor de reacción. En este caso, la reacción tiene lugar ventajosamente a una temperatura mayor que o igual a 60 °C, preferentemente mayor que o igual a 90 °C y con particular preferencia mayor que o igual a 95°C, pero ventajosamente menor que o igual a 150°C y preferentemente menor que o igual a 135°C, y con una presión en la fase gaseosa ventajosamente mayor que o igual a 0,2, preferentemente mayor que o igual a 0,5, con particular preferencia mayor que o igual a 1,2 y con mayor preferencia mayor que o igual a 1,5 bar absoluto, pero ventajosamente menor que o igual a 10 y preferentemente menor que o igual a 6 bar absoluto . El proceso de cloración may también puede ser un proceso de enfriamiento híbrido Shuttle para la cloración en el punto de ebullición. La expresión "proceso de enfriamiento híbrido Shuttle para la cloración a punto de ebullición" se refiere a un proceso en el cual el enfriamiento del medio de la reacción se realiza, por ejemplo, mediante un intercambiador sumergido en el medio de la reacción o por un serpentín Shuttle en un intercambiador, en tanto se produce en la fase gaseosa al menos la cantidad de DCE formada. Ventajosamente, se ajusta la temperatura de la reacción y la presión de manera que el DCE producido pueda dejar la fase gaseosa y que el remanente del calor del medio de la reacción se elimine en la superficie de intercambio. Además, el proceso de cloración se realiza ventajosamente en un medio líquido orgánico clorado. Preferentemente, dicho medio líquido orgánico clorado, también denominado stock líquido, está compuesto principalmente por DCE. Los componentes de la fracción A, que comprende etileno y cloro (puro o diluido) , pueden introducirse juntos o por separado al mediar la reacción utilizado cualquier dispositivo conocido. Una introducción separada de la fracción A puede ser ventajosa para incrementar su parcial presión y para facilitar su disolución que a menudo constituye una etapa limitante del proceso. Se agrega una cantidad suficiente de cloro como para convertir la mayor parte del etileno y sin necesidad de agregar un exceso de cloro no convertido. La relación de cloro/etileno empleada comprende preferentemente entre 1,2 y 0,8 y con particular preferencia entre 1,05 y 0,95 mol/mol . Los productos clorados obtenidos contienen principalmente DCE y también pequeñas cantidades de productos secundarios, tales como 1 , 1 , 2-tricloroetano o pequeñas cantidades de productos de cloración de etano o metano . La separación del DCE obtenido del flujo de productos derivado del reactor de cloración R2 es opcional. En determinados casos puede ser ventajoso no aislar el DCE formado en el reactor de cloración del flujo de productos derivado del reactor de cloración. Sin embargo, se prefiere que el DCE formado en el reactor de cloración es aislado del flujo de productos derivado del reactor de cloración R2 ; De realizarse, la separación del DCE obtenido del flujo de productos derivado del reactor de cloración se lleva a cabo de acuerdo con métodos conocidos y en general permite utilizar el calor de la reacción de cloración. Se realiza preferentemente por condensación y separación gas/líquido . Ventajosamente, la fracción F2 contiene a lo sumo 3%, preferentemente a lo sumo 1% y con particular preferencia a lo sumo 0,5% de los compuestos que son más livianos que el etileno contenidos en el gas suministrado a la desorción. La fracción F2 contiene ventajosamente al menos 0,1%, preferentemente al menos 0,3% y con particular preferencia al menos 0,5% en peso de etileno con relación al peso total de la fracción F2. La fracción F2 contiene preferentemente a lo sumo un 20%, preferentemente a lo sumo un 15% y con particular preferencia a lo sumo un 12% en peso de etileno con relación al peso total de la fracción F2. La fracción F2 contiene ventajosamente al menos un 0,3%, preferentemente al menos un 0,8% y con particular preferencia al menos un 1% en peso de etano con relación al peso total de la fracción F2. La fracción F2 contiene ventajosamente a lo sumo un 25%, preferentemente a lo sumo un 20%, con particular preferencia a lo sumo un 18% en peso de etano con relación al peso total de la fracción F2. La fracción F2 se caracteriza, además, por un contenido de acetileno que ventajosamente es menor o igual al 0,1%, preferentemente menor o igual al 0,05% y con particular preferencia menor o igual al 0,01% en peso con relación al peso total de la fracción F2. La fracción F2 se caracteriza por un contenido de compuestos que comprenden al menos 3 átomos de carbono que ventajosamente es menor o igual al 1%, preferentemente menor o igual al 0,5% y con particular preferencia menor o igual al 0,1% en peso con relación al peso total de la fracción F2. La fracción F2 se caracteriza por un contenido de compuestos de azufre que ventajosamente es menor o igual al 0,005%, preferentemente menor o igual al 0,002% y con particular preferencia menor o igual al 0,001% en peso con relación al peso total de la fracción F2. De acuerdo con el paso f) del proceso de acuerdo con la invención, la fracción F2 es sometida a una desorción D2 que consiste en separar la fracción F2 en una fracción enriquecida con etileno (fracción B) y en una fracción F3, que opcionalmente contiene el 1, 2-dicloroetano formado en el reactor de cloración R2 y luego extraído, si no había sido extraído previamente, que es reciclada a la absorción A, opcionalmente después de un tratamiento adicional destinado a reducir la concentración, en la fracción F3 , de los compuestos que son más pesados que etano. El paso de desorción D2 es ventajosamente un paso de desorción en el cual la fracción B es extraída del agente de lavado. El agente de lavado recuperado después el paso de desorción D2 , que opcionalmente contiene el DCE formado en el reactor de cloración R2 y luego extraído, puede ser eliminado, desviado por completo o en parte al sector de oxicloración donde el DCE se reúne con el DCE formado en el reactor de oxicloración o es desviado por completo o en parte al paso de absorción del proceso de acuerdo con la invención, opcionalmente después del tratamiento mencionado previamente (paso c) ) , con la adición opcional de agente de lavado fresco. Preferentemente, el agente de lavado recuperado después del paso de desorción D2 es desviado nuevamente al paso de absorción del proceso de acuerdo con la invención, después del tratamiento opcional mencionado previamente, con adición opcional de agente de lavado fresco, o al sector de oxicloración. En el caso donde el DCE formado en el reactor de cloración R2 fue aislado del flujo de productos derivado del reactor de cloración en la salida de cloración, de una manera particularmente preferida, el agente de lavado recuperado después del paso de desorción D2 es desviado por completo o en parte al paso de absorción del proceso de acuerdo con la invención, después del tratamiento opcional mencionado previamente, con adición de agente de lavado fresco. El paso de desorción D2 se efectúa ventajosamente por medio de un agente de desorción tal como, por ejemplo, un agente de desorción de una película ascendente o de una película descendente, un calderín o una columna de desorción seleccionada entre columnas de placas, columnas con empaquetamiento aleatorio, columnas con empaquetamiento estructurado, columnas que combinan una o más de las estructuras internas mencionadas y columnas de aspersión. El paso de desorción D2 se efectúa preferentemente por medio de una columna de desorción y, con particular preferencia, por medio de una columna de desorción de placas .

La columna de desorción está equipada ventajosamente con accesorios asociados tal como, por ejemplo, al menos un condensador o un enfriador interno o externo con respecto a la columna y al menos un calderín. El paso de desorción D2 se efectúa ventajosamente a una presión de al menos 1, preferentemente al menos 2 y con particular preferencia al menos 3 bar absoluto. El paso de desorción D2 se efectúa ventajosamente a una presión de a lo sumo 20, preferentemente a lo sumo 15 y con particular preferencia a lo sumo 10 bar absoluto. La temperatura a la cual se efectúa el paso de desorción D2 se elige ventajosamente de modo tal que más del 90%, preferentemente más del 95% del etano contenido en la fracción Fl se encuentra en la fracción B. La temperatura a la cual se efectúa el paso de desorción D2 es ventajosamente de al menos -10, preferentemente al menos 0 y con particular preferencia al menos 10°C en la parte superior del agente de desorción o columna de desorción. Ventajosamente es a lo sumo de 60, preferentemente a lo sumo de 50 y con particular preferencia a lo sumo de 40°C en la parte superior del equipo de desorción o de la columna de desorción. La temperatura en la base del equipo de desorción o de la columna de desorción es de al menos 60, preferentemente al menos 80 y con particular preferencia al menos 100 °C. Ventajosamente es a lo sumo de 200, preferentemente a lo sumo de 160 y con particular preferencia a lo sumo de 150°C. El paso f) de desorción D2 consiste en la separación de la fracción F2 en una fracción enriquecida con etileno (fracción B) y en una fracción F3 , que opcionalmente contiene el DCE formado en el reactor de cloración R2 y luego extraído, si no había sido extraído previamente, que es reciclado a la absorción A, opcionalmente después de un tratamiento adicional destinado a eliminar los compuestos que son más pesados que etano. La fracción B está enriquecida con etileno. Venta osamente, la fracción B contiene a lo sumo 1%, preferentemente a lo sumo 0,5% y con particular preferencia a lo sumo 0,2% en volumen de hidrógeno con relación al volumen total de la fracción B. La fracción B se caracteriza por un contenido de etileno que es ventajosamente mayor que o igual a un 2%, preferentemente mayor que o igual a un 3% y con particular preferencia mayor que o igual a un 4% en volumen con relación al volumen total de la fracción B. La fracción B se caracteriza por un contenido de etano que es ventajosamente menor que o igual al 98%, preferentemente menor que o igual al 97% y con particular preferencia menor que o igual al 96% en volumen con relación al volumen total de la fracción B. La fracción B contiene ventajosamente a lo sumo 0,01%, preferentemente a lo sumo 0,005% y con particular preferencia a lo sumo 0,001% de compuestos que comprenden al menos 3 átomos de carbono con relación al volumen total de la fracción B. La fracción B se caracteriza, además, por un contenido de acetileno que es ventajosamente menor que o igual al 0,1%, preferentemente menor que o igual al 0,05% y con particular preferencia menor que o igual al 0,01% en volumen con relación al volumen total de la fracción B. La fracción B se caracteriza por un contenido de compuestos de azufre que es ventajosamente menor que o igual al 0,005%, preferentemente menor que o igual al 0,002% y con particular preferencia menor que o igual al 0,001% en volumen con relación al volumen total de la fracción B. Ventajosamente, la fracción F3 contiene al menos 80%, preferentemente al menos 85% y con particular preferencia al menos 90% en peso de los compuestos que son más pesados que etano contenidos en la fracción F2. Ventajosamente, la fracción F3 contiene a lo sumo 0,5%, preferentemente a lo sumo 0,3% y con particular preferencia a lo sumo 0,1% en peso de etano con relación al peso total de la fracción F3. Ventajosamente, la fracción F3 contiene a lo sumo 0,3%, preferentemente a lo sumo 0,1% y con particular preferencia a lo sumo 0,05% en peso de etileno con relación al peso total de la fracción F3. De acuerdo con el paso g) del proceso de la invención, la fracción B es desviada hacia un reactor de oxicloracion en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción B es convertida en 1, 2-dicloroetano, donde el 1, 2-dicloroetano obtenido se separa del flujo de productos derivado del reactor de oxicloracion y se agrega opcionalmente al 1 , 2 -dicloroetano formado en el reactor de cloración Rl y opcionalmente al que se formó en el reactor de cloración R2. La reacción de oxicloracion se lleva a cabo ventajosamente en presencia de un catalizador que comprende elementos activos, incluyendo cobre, depositados sobre un soporte inerte. El soporte inerte se selecciona ventajosamente entre alúmina, geles de silicio, óxidos mixtos, arcillas y otros soportes de origen natural. La alúmina constituye un soporte inerte preferido. Se prefieren los catalizadores que comprenden ventajosamente al menos 2 elementos activos, uno de los cuales es cobre. Entre los elementos activos distintos al cobre, deben mencionarse los metales alcalinos, metales alcalinos-térreos , metales de tierras raras y metales del grupo compuesto por rutenio, rodio, paladio, osmio, iridio, platino y oro. Los catalizadores que contienen los siguientes elementos activos son particularmente ventajosos: cobre/magnesio/potasio, cobre/magnesio/sodio, cobre/magnesio/litio, cobre/magnesio/cesio, cobre/magnesio/sodio/litio, cobre/magnesio/potasio/litio y cobre/magnesio/cesio/litio, cobre/magnesio/sodio/potasio, cobre/magnesio/sodio/cesio y cobre/magnesio/potasio/cesio . Los catalizadores que se describen en las Solicitudes de Patente EP-A 255 156, EP-A 494 474, EP-A657.212 y EP-A 657 213, incorporadas a modo de referencia, son particularmente preferidos . El contenido de cobre, calculado en la forma metálica, se encuentra ventajosamente entre 30 y 90 g/kg, preferentemente entre 40 y 80 g/kg y, con particular preferencia, entre 50 y 70 g/kg de catalizador. El contenido de magnesio, calculado en la forma metálica, se encuentra ventajosamente entre 10 y 30 g/kg, preferentemente entre 12 y 25 g/kg y, con particular preferencia, entre 15 y 20 g/kg de catalizador. El contenido de metal alcalino, calculado en la forma metálica, se encuentra ventajosamente entre 0,1 y 30 g/kg, preferentemente entre 0,5 y 20 g/kg y, con particular preferencia, entre 1 y 15 g/kg de catalizador. Las relaciones atómicas Cu/Mg/metales alcalinos son ventajosamente 1/0,1-2/0,05-2, preferentemente 1/0,2-1,5/0,1-1,5 y, con particular preferencia, 1/0,5-1/0,15-1.

Son particularmente ventajosos los catalizadores que tienen un área de superficie específica medida de acuerdo con el método BET usando nitrógeno que comprenden ventajosamente entre 25 m2/g y 300 m2/g, preferentemente entre 50 y 200 m2/g y con particular preferencia entre 75 y 175 m2/g. El catalizador se puede usar en un lecho fijo o en un lecho fluidizado. Se prefiere esta segunda opción. El proceso de oxicloración se realiza en las condiciones habitualmente recomendadas para dicha reacción. La temperatura se encuentra ventajosamente entre 150 y 300°C, preferentemente entre 200 y 275°C y, más preferentemente, entre 215 y 255 °C. La presión es ventajosamente mayor que la presión atmosférica. Los valores de presión entre 2 y 10 bar absoluto han dado buenos resultados. Se prefiere un rango entre 4 y 7 bar absoluto. Dicha presión puede ajustarse de manera de lograr tiempos de residencia óptimos en el reactor y de mantener una velocidad de paso constante para diversas velocidades de operación. Los tiempos de residencia habituales varían en un rango entre 1 y 60 s y preferentemente entre 10 y 40 s. La fuente de oxígeno para esta oxicloración puede ser aire, oxígeno puro o una mezcla de los mismos, preferentemente es oxígeno puro. Se prefiere esta última solución que permite un reciclado sencillo de los reactivos no convertidos. Los reactivos se pueden introducir en el lecho mediante cualquier dispositivo conocido. Generalmente resulta ventajoso introducir el oxígeno separado de los demás reactivos por razones de seguridad. Estas razones de seguridad también requieren mantener la mezcla de gases que salen del reactor, o que son reciclados al mismo, fuera de los límites de inflamabilidad a las presiones y temperaturas en cuestión. Se prefiere mantener una mezcla algo enriquecida, es decir, que contenga muy poco oxígeno con relación al combustible a incinerar. En este sentido, la abundante presencia (>2% en volumen, preferentemente >5% en volumen) de hidrógeno podría constituir una desventaja dado el amplio rango de inflamabilidad de este compuesto. La relación de cloruro de hidrógeno/oxígeno usada comprende ventajosamente entre 3 y 6 mol/mol. La relación de etileno/cloruro de hidrógeno comprende ventajosamente entre 0,4 y 0,6 mol/mol.

Los productos clorados más importantes que se obtuvieron contienen DCE y también pequeñas cantidades de productos secundarios, tal como 1 , 1 , 2 - tricloroetano . De acuerdo con el paso g) del proceso de acuerdo con la invención, el DCE obtenido se separa del flujo de productos derivado del reactor de oxicloración y se agrega opcionalmente al DCE formado en el reactor de cloración Rl y opcionalmente al DCE formado en el reactor de cloración R2. La separación del DCE obtenido del flujo de productos derivado del reactor de oxicloración se efectúa de acuerdo con métodos conocidos. Preferentemente se realiza primero por condensación. El calor de la reacción de oxicloración se recupera en general en estado de vapor, que se puede usar para las separaciones o para cualquier otro uso. Después de salir del reactor de oxicloración, el flujo de productos derivado del reactor, del cual se ha extraído el DCE, también se lava ventajosamente para recuperar el HC1 no convertido. Esta operación de lavado es ventajosamente una etapa de lavado alcalino. Preferentemente es seguido por una etapa de separación de gas/líquido que permite recuperar el DCE formado en la forma líquida y finalmente secar el DCE. Los gases reciclados opcionalmente al ODH son secados por enfriamiento.

La expresión "se agrega opcionalmente al DCE formado en el reactor de cloración Rl" significa que el DCE formado en el reactor de cloración Rl y aislado del flujo de productos derivado de este reactor se puede mezclar, o no, con el DCE formado en el reactor de oxicloración. Preferentemente, se agrega al mismo. La expresión "se agrega opcionalmente al DCE formado en el reactor de cloración R2" significa que si el DCE formado en el reactor de cloración R2 fue aislado del flujo de productos derivado de este reactor, al salir del reactor de cloración o después del paso de desorción D2 , el DCE formado en el reactor de oxicloración puede agregarse al mismo, o no. Preferentemente, se agrega al mismo. De acuerdo con el paso opcional h) del proceso de acuerdo con la invención, el flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el DCE, que opcionalmente contiene un flujo de etano adicional introducido previamente en uno de los pasos b) a g) , es reciclado opcionalmente al paso a) después de haber sido purgado opcionalmente de gases y/o después de un tratamiento adicional opcional con el fin de eliminar los productos clorados contenido en el mismo. El flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el DCE, puede ser reciclado al paso a) , o no, durante el paso opcional h) .

Preferentemente, el flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el DCE, es reciclado al paso a) durante el paso h) . Por ello, puede haber un flujo de etano adicional introducido previamente en uno de los pasos b) a g) en este flujo reciclado en el paso h) . Entonces, en el caso particular donde solamente se dispone de un flujo de etano puro, por ejemplo con un 30 ó 40% en volumen de etano, resulta ventajoso no introducir directamente este flujo en el paso a) sino, por ejemplo, en el paso de absorción/desorción e') de modo que los gases livianos sean extraídos del mismo y el flujo residual sea reciclado a la ODH durante el paso h) . De manera similar, en el caso particular donde el flujo de etano disponible es rico en compuestos de azufre, puede ser ventajoso no introducir este flujo directamente en el paso a) sino, por ejemplo, en el paso b) para eliminar estos compuestos problemáticos del mismo; este flujo de etano es reciclado luego a la ODH durante el paso h) después de haber pasado por los pasos c) a g) . El flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el DCE, se caracteriza ventajosamente por un contenido de etano que es mayor que o igual a un 10%, preferentemente mayor que o igual a 20%, con particular preferencia mayor que o igual a % y con particular preferencia mayor que o igual a 40% en volumen con relación al volumen total de dicho flujo. El flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el DCE, se caracteriza ventajosamente por un contenido de etano que es menor que o igual a un 90%, preferentemente menor que o igual a un 85%, y con particular preferencia menor que o igual a un 80% en volumen con relación al volumen total de dicho flujo. El flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el DCE, se caracteriza ventajosamente por un contenido de etileno que es menor o igual al 10%, preferentemente menor o igual al 5% y con particular preferencia menor o igual al 2% en volumen con relación al volumen total de dicho flujo. El flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el DCE, se caracteriza ventajosamente por un contenido de hidrógeno que es menor o igual al 10%, preferentemente menor o igual al 5% y con particular preferencia menor o igual al 2% en volumen con relación al volumen total de dicho flujo. El flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el DCE, se caracteriza ventajosamente por un contenido de monóxido de carbono que es menor que o igual al 20%, preferentemente menor que o igual al 15% y con particular preferencia menor que o igual a un 10% en volumen con relación al volumen total de dicho flujo. El flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el DCE, se caracteriza ventajosamente por un contenido de dióxido de carbono que es menor que o igual al 40%, preferentemente menor que o igual al 35% y con particular preferencia menor que o igual a un 30% en volumen con relación al volumen total de dicho flujo. El flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el DCE, se caracteriza ventajosamente por un contenido de oxígeno que es menor que o igual a un 10%, preferentemente menor que o igual a un 5% y con particular preferencia menor que o igual a un 3% en volumen con relación al volumen total de dicho flujo. De acuerdo con el paso h) del proceso preferido de acuerdo con la invención, el flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el DCE, que opcionalmente contiene un flujo de etano adicional introducido previamente en uno de los pasos b) a g) , es reciclado al paso a) . El reciclaje hacia la etapa a) tiene lugar, en este caso, después de una purga opcional de gases y/o después de un tratamiento adicional opcional para eliminar los productos clorados (notablemente trazas de DCE y/o de otros productos clorados tal como cloruro de etileno) contenidos en el flujo de productos considerado. El tratamiento adicional, cuando se realiza, se puede efectuar usando carbono activo o un adsorbente. Se puede efectuar una purga de gases o el tratamiento adicional o ambos. Más preferentemente, el flujo de productos es reciclado a la etapa a) sin una purga de gases y sin ningún tratamiento adicional con el fin de eliminar los productos clorados contenidos en el mismo. Aún más, el reciclaje de este flujo de productos hacia la etapa ODH a) puede resultar interesante a fin de aprovechar el efecto catalítico favorable de los productos clorados sobre la reacción ODH. El DCE obtenido por cloración y por oxicloración del etileno puede convertirse luego en VC. Por ello, la invención también se relaciona con un proceso de elaboración de VC. Para tal fin, la invención se relaciona con un proceso de elaboración de VC caracterizado porque: un flujo de etano es sometido a una oxideshidrogenación catalítica que produce una mezcla de gases que contiene etileno, etano no convertido, agua y constituyentes secundarios; dicha mezcla de gases opcionalmente se lava y se seca, produciendo así una mezcla de gases seca; después de una etapa de purificación opcional adicional, dicha mezcla de gases seca que comprende al flujo de productos derivado del reactor de cloracion R2 separada en la etapa e) , es sometida a una absorción A que consiste de la separación de dicha mezcla de gases en una fracción enriquecida con los compuestos que son más livianos que etileno que contienen parte del etileno (fracción A) y en una fracción Fl; la fracción A es desviada hacia un reactor de cloracion Rl en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción A es convertido en 1 , 2 -dicloroetano y el 1, 2-dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de cloracion Rl; la fracción Fl es sometida a una desorción DI que consiste en la separación de la fracción Fl en una fracción de etileno agotado en compuestos que son más livianos que etileno (fracción C) que es desviada hacia un reactor de cloracion R2 , donde el flujo de productos derivado de este reactor se agrega a la mezcla de gases seca sometida a la etapa c) opcionalmente después de haber extraído el 1,2-dicloroetano formado, y en una fracción F2 ; la fracción F2 es sometida a una desorción D2 que consiste en la separación de la fracción F2 en una fracción enriquecida con etileno (fracción B) y en una fracción F3 , que opcionalraente contiene al 1 , 2 -dicloroetano formado en el reactor de cloración R2 luego se extrae, si no ha sido extraído previamente, que es reciclada hacia la absorción A, opcionalmente después de un tratamiento adicional destinado a reducir la concentración, en la fracción F3 , de los compuestos que son más pesados que el etano; la fracción B es desviada hacia un reactor de oxicloración en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción B es convertido en 1 , 2-dicloroetano, el 1,2-dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de oxicloración y opcionalmente se agrega al 1, 2-dicloroetano formado en el reactor de cloración Rl y opcionalmente al que se formó en el reactor de cloración R2 ; y el flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el 1 , 2 -dicloroetano, que opcionalmente contiene un flujo adicional de etano introducido previamente en una de las etapas b) a g) , es reciclado opcionalmente hacia la etapa a) opcionalmente después de haber purgado los gases y/o después de un tratamiento adicional opcional con el fin de eliminar los productos clorados contenidos en el mismo,- el 1, 2-dicloroetano obtenido es sometido a una pirólisis produciendo así VC.

Las condiciones y preferencias particulares definidas para el proceso de elaboración de DCE de acuerdo con la invención se pueden aplicar al proceso de elaboración de VC de acuerdo con la invención. Las condiciones bajo las cuales se puede efectuar la pirólisis son conocidas por el especialista en la técnica. Esta pirólisis se logra ventajosamente por reacción en fase gaseosa en un horno de tubo. Las temperaturas habituales de pirólisis comprenden entre 400 y 600°C, con preferencia por el rango entre 480°C y 540°C. El tiempo de residencia comprende ventajosamente entre 1 y 60 segundos, con preferencia en el rango entre 5 y 25 segundos. El índice de conversión de DCE está limitado ventajosamente a un valor entre un 45 y 75% con el fin de limitar la formación de productos secundarios y de incrustaciones en los quemadores. Las siguientes etapas permiten, con el uso de cualquier dispositivo conocido, recolectar el VC purificado y el cloruro de hidrógeno que será enriquecido preferencialmente en la oxicloración. Después de la purificación, el DCE no convertido ventajosamente es desviado nuevamente hacia el horno de pirólisis. Además, la invención también se relaciona con un proceso de elaboración de PVC. Para tal fin, la invención se relaciona con un proceso de elaboración de PVC caracterizado por cuanto: un flujo de etano es sometido a una oxideshidrogenación catalítica que produce una mezcla de gases que contiene etileno, etano no convertido, agua y constituyentes secundarios; dicha mezcla de gases opcionalmente se lava y se seca, produciendo así una mezcla de gases seca; después de una etapa de purificación opcional adicional, dicha mezcla de gases seca que comprende al flujo de productos derivado del reactor de cloración R2 separada en la etapa e) , es sometida a una absorción A que consiste de la separación de dicha mezcla de gases en una fracción enriquecida con los compuestos que son más livianos que etileno que contienen parte del etileno (fracción A) y en una fracción Fl; la fracción A es desviada hacia un reactor de cloración Rl en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción A es convertido en 1, 2-dicloroetano y el 1, 2-dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de cloración Rl; la fracción Fl es sometida a una desorción DI que consiste en la separación de la fracción Fl en una fracción de etileno agotado en compuestos que son más livianos que etileno (fracción C) que es desviada hacia un reactor de cloración R2 , donde el flujo de productos derivado de este reactor se agrega a la mezcla de gases seca sometida a la etapa c) opcionalmente después de haber extraído el 1,2-dicloroetano formado, y en una fracción F2 ; la fracción F2 es sometida a una desorción D2 que consiste en la separación de la fracción F2 en una fracción enriquecida con etileno (fracción B) y en una fracción F3 , que opcionalmente contiene al 1, 2-dicloroetano formado en el reactor de cloración R2 luego se extrae, si no ha sido extraído previamente, que es reciclada hacia la absorción A, opcionalmente después de un tratamiento adicional destinado a reducir la concentración, en la fracción F3 , de los compuestos que son más pesados que el etano; la fracción B es desviada hacia un reactor de oxicloración en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción B es convertido en 1 , 2-dicloroetano, el 1,2-dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de oxicloración y opcionalmente se agrega al 1 , 2-dicloroetano formado en el reactor de cloración Rl y opcionalmente al que se formó en el reactor de cloración R2 ; y el flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el 1 , 2-dicloroetano, que opcionalmente contiene un flujo adicional de etano introducido previamente en una de las etapas b) a g) , es reciclado opcionalmente hacia la etapa a) opcionalmente después de haber purgado los gases y/o después de un tratamiento adicional opcional con el fin de eliminar los productos clorados contenidos en el mismo; el 1 , 2-dicloroetano obtenido es sometido a una pirólisis produciendo así VC; y el VC es polimerizado para producir PVC. Las condiciones y preferencias particulares definidas para el proceso de elaboración de DCE y el proceso de elaboración de VC de acuerdo con la invención se aplican al proceso de elaboración de PVC de acuerdo con la invención.

El proceso de elaboración de PVC puede ser un proceso de polimerización por lotes, en solución o en dispersión acuosa, preferentemente se trata de un proceso de polimerización en dispersión acuosa. La expresión "polimerización en dispersión acuosa" significa una polimerización radical en suspensión acuosa y también una polimerización radical en una emulsión acuosa y polimerización en una microsuspensión acuosa. La expresión "polimerización radical en suspensión acuosa" significa cualquier proceso de polimerización de radicales efectuada en un medio acuoso en presencia de dispersantes y de iniciadores de radicales solubles en aceite . La expresión "polimerización radical en emulsión acuosa" significa cualquier proceso de polimerización de radicales efectuada en un medio acuoso en presencia de emulsionantes y de iniciadores de radicales solubles en agua . La expresión "polimerización en microsuspensión acuosa", también denominada polimerización en dispersión acuosa homogénea, significa cualquier proceso de polimerización de radicales en el cual se emplean iniciadores solubles en aceite y se prepara una emulsión de gotas de monómeros en virtud de una poderosa agitación mecánica y presencia de emulsionantes. Con relación a un proceso de craqueo térmico simplificado similar, el proceso de acuerdo con la invención que emplea una etapa ODH tiene la ventaja de combinar una etapa endotérmica (etano convertido en etileno) con una etapa exotérmica de producción de agua, de conducirse a una temperatura moderada y de evitar la necesidad de proveer el calor de reacción a una temperatura elevada . El proceso de acuerdo con la invención también presenta la ventaja de permitir el reciclaje del flujo de productos derivado de la oxicloración, del cual se ha extraído el DCE, hacia la etapa ODH, asegurando de esa manera una mayor conversión de etano en etileno. Además, dada la temperatura moderada de ODH con relación al craqueo térmico, aún si este flujo reciclado contiene trazas de productos orgánicos clorados, tal como DCE, su presencia no causa problemas con respecto al comportamiento del material y de corrosión como se observa en el caso de un craqueo térmico a más de 800 °C. La presencia de productos clorados también puede ser ventajoso por cuanto permite un incremento de la eficacia de la reacción ODH. El proceso de acuerdo con la invención presenta la ventaja de no generar compuestos que comprenden al menos 3 átomos de carbono en cantidades problemáticas, siendo estos compuestos en general los responsables de una cierta inhibición durante la pirólisis del DCE. Esta inhibición se debe a la formación de derivados tales como 1,2-dicloropropano y monocloropropenos . Su aptitud para formar radicales alilo estables explica su poderoso efecto inhibidor sobre la pirólisis de DCE que se realiza por la ruta radical. La formación de estos productos secundarios que contienen 3 átomos de carbono y productos secundarios más pesados constituye además un consumo innecesario de reactivos en la oxicloración y en la cloración, o genera costos para destruir los mismos. Además, estos compuestos pesados contribuyen en la contaminación de las columnas y de los evaporadores . Dado que la reacción ODH tiene lugar a una menor temperatura que la del craqueo térmico, el proceso de acuerdo con la invención se caracteriza ventajosamente, además, por el hecho que la formación de los compuestos pesados por oligomerización es mucho menor. El proceso de acuerdo con la invención que emplea una etapa ODH también tiene la ventaja de limitar la conversión pasando a la ODH sin tener que recurrir a separaciones costosas, tal como las que requieren destilación de etileno . Otra ventaja del proceso de acuerdo con la invención es que permite contar, en el mismo sitio industrial, con un proceso completamente integrado que comprende desde la fuente hidrocarbonada - principalmente etano - hasta el polímero obtenido comenzando con el monómero elaborado. La segunda variante del proceso de acuerdo con la invención, según la cual la ODH tiene lugar a temperaturas menores o iguales a 650°C, tiene la ventaja de generar cantidades muy pequeñas de hidrógeno, responsable de numerosas desventajas. A continuación, se ilustrará el proceso de acuerdo con la invención con referencia a la figura que acompaña a la presente descripción. Esta figura consiste de la Figura 1 adjunta, que representa esquemáticamente una realización del proceso de elaboración de DCE de acuerdo con la invención . La fuente de etano 1 y la fuente de oxígeno 2 se introducen en el reactor 3 con el fin de someterlas a una ODH en el mismo. La mezcla de gases que contiene etileno, etano no convertido, agua y constituyentes secundarios 4 producidos durante el paso de ODH es sometida a lavado y secado en 5 con el fin de eliminar los productos secundarios así como agua (6) de la misma. Después de un paso de purificación adicional opcional, la mezcla de gases seca formada 7 que se agrega al flujo de productos 7bis derivado del sector de cloración 23 (conocida como mezcla de gases 7ter) es desviada luego a una columna de absorción 8 equipada con un condensador. El agente de lavado de la columna de desorción 9 se introduce en la columna de absorción 8 a través de la línea 10, después de su enfriamiento y represurización, respectivamente, en los intercambiadores 11 y 11' y la bomba 12. Se agrega agente de lavado fresco a través de la línea 13 al agente de lavado de la columna 9 y una purga 13bis que desvía al agente de lavado hacia un tratamiento adicional (no se muestra) destinado a reducir la concentración de los compuestos que son más pesados que etano en el agente de lavado de modo tal que luego es desviado nuevamente a la línea 10. Después de pasar a la columna 8, la mezcla de gases se separa en la fracción 14 que sale de la parte superior de la columna 8 y en la fracción 15 que sale de la base de la columna 8. La fracción 14, enriquecida con los compuestos que son más livianos que el etileno que contiene algo del etileno, es desviada hacia un sector de cloración 16 que comprende al reactor de cloración provisto de cloro 17 y el equipo necesario para la separación del 1,2-dicloroetano formado 18, en particular por condensación y separación gas/líquido, del flujo de productos derivado del reactor de cloración y eliminación de los gases residuales 18bis no convertidos en la cloración, entre otros hidrógeno, que pueden ser valorados térmicamente, químicamente o hidráulicamente. La fracción 15 que comprende DCE enriquecido con etileno se introduce luego en la columna de desorción 19 después de haber sido recalentado en el intercambiador 20.

Después de pasar a la columna de desorción 19 equipada con un calderín inferior y un condensador superior, la fracción 15 se separa en la fracción 21 que sale de la parte superior de la columna 19 y en la fracción 22 que sale de la base de la columna 19. La fracción 21 de etileno agotada de los compuestos que son más livianos que el etileno es desviada hacia un sector de cloración 23 que comprende un reactor de cloración provisto de cloro 23bis y el equipo necesario para la separación del 1 , 2 -dicloroetano formado 23ter, en particular por condensación y separación gas/líquido. El flujo de productos 7bis derivado del sector de cloración se agrega luego a la mezcla de gases seca 7 para formar la mezcla de gases 7ter. La fracción 22 se introduce en la columna de desorción 9 después de haber sido recalentado en el intercambiador 11" . Después de pasar a la columna de desorción 9 equipada con un calderín inferior y un condensador superior, la fracción 22 se separa en la fracción 24 que sale de la parte superior de la columna 9 y en la fracción 25 que sale de la base de la columna 9. La fracción 24, que se caracteriza por un contenido muy bajo de hidrógeno, es desviada hacia la unidad de oxicloración de etileno 26 provista de oxígeno 27 y con cloruro de hidrógeno 28. La fracción 25, que contiene principalmente DCE, es desviada nuevamente a la columna 8 a través de la línea 10 según se explicó previamente. Los intercambiadores 11 y 11" están acoplados entre sí con el fin de ahorrar energía. El flujo de productos 30 derivado del reactor de oxicloración se separa en 26bis en DCE 29 acompañado de productos secundarios licuados, entre otros agua, por condensación seguido por lavado y separación gas/líquido. El flujo de productos 31 derivado del reactor de oxicloración del cual se ha extraído el DCE 29 es reciclado luego hacia el reactor 3.

Claims

NOVEDAD DE LA INVENCIÓN Habiéndose descrito la presente se considera como novedad, y por lo tanto, se reclama como propiedad lo contenido en las siguientes: REIVINDICACIONES : 1. Proceso de elaboración de 1, 2-dicloroetano comenzando a partir de un flujo de etano, CARACTERIZADO PORQUE : el flujo de etano es sometido a una oxideshidrogenación catalítica que produce una mezcla de gases que contiene etileno, etano no convertido, agua y constituyentes secundarios; dicha mezcla de gases opcionalmente se lava y se seca, produciendo así una mezcla de gases seca; después de una etapa de purificación opcional adicional, dicha mezcla de gases seca que comprende al flujo de productos derivado del reactor de cloración R2 separada en la etapa e) , es sometida a una absorción A que consiste de la separación de dicha mezcla de gases en una fracción enriquecida con los compuestos que son más livianos que etileno que contienen parte del etileno (fracción A) y en una fracción Fl; la fracción A es desviada hacia un reactor de cloración Rl en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción A es convertido en 1 , 2 -dicloroetano y el

1, 2-dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de cloración Rl; la fracción Fl es sometida a una desorción DI que consiste en la separación de la fracción Fl en una fracción de etileno agotado en compuestos que son más livianos que etileno (fracción C) que es desviada hacia un reactor de cloración R2 , donde el flujo de productos derivado de este reactor se agrega a la mezcla de gases seca sometida a la etapa c) opcionalmente después de haber extraído el 1,2-dicloroetano formado, y en una fracción F2 ; la fracción F2 es sometida a una desorción D2 que consiste en la separación de la fracción F2 en una fracción enriquecida con etileno (fracción B) y en una fracción F3 , que opcionalmente contiene al 1 , 2 -dicloroetano formado en el reactor de cloración R2 luego se extrae, si no ha sido extraído previamente, que es reciclada hacia la absorción A, opcionalmente después de un tratamiento adicional destinado a reducir la concentración, en la fracción F3 , de los compuestos que son más pesados que el etano; la fracción B es desviada hacia un reactor de oxicloración en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción B es convertido en 1, 2-dicloroetano, el 1,2-dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de oxicloración y opcionalmente se agrega al 1 , 2 -dicloroetano formado en el reactor de cloración Rl y opcionalmente al que se formó en el reactor de cloración R2 ; y el flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el 1, 2-dicloroetano, que opcionalmente contiene un flujo de etano adicional introducido previamente en una de las etapas b) a g) , es reciclado opcionalmente hacia la etapa a) opcionalmente después de haber purgado los gases y/o después de un tratamiento opcional con el fin de eliminar los productos clorados contenidos en el mismo.

2. El proceso de acuerdo con la cláusula 1, CARACTERIZADO PORQUE la fuente de etano contiene al menos un 80% en volumen de etano.

3. El proceso de acuerdo con la cláusula 1, CARACTERIZADO PORQUE la fuente de etano contiene al menos un 98% en volumen de etano.

4. El proceso de acuerdo con la cláusula 1, CARACTERIZADO PORQUE la oxideshidrogenación catalítica de la etapa a) tiene lugar a una temperatura menor o igual a 650°C.

5. El proceso de acuerdo con la cláusula 1, CARACTERIZADO PORQUE durante el paso b) , dicha mezcla de gases se lava y luego se seca, produciendo así una mezcla de gases seca.

6. El proceso de acuerdo con la cláusula 1, CARACTERIZADO PORQUE durante el paso c) de absorción A, la mezcla de gases seca se pone en contacto con un agente de lavado que contiene 1, 2 -dicloroetano .

7. El proceso de acuerdo con la cláusula 1, CARACTERIZADO PORQUE la fracción A contiene al menos 70% en peso de los compuestos que son más livianos que el etileno contenidos en la mezcla de gases seca.

8. El proceso de acuerdo con la cláusula 1, CARACTERIZADO PORQUE la fracción Fl contiene al menos 30% en peso de los compuestos que son más livianos que el etileno contenidos en la mezcla de gases seca.

9. El proceso de acuerdo con la cláusula 8, CARACTERIZADO PORQUE la fracción C contiene al menos 80% en peso de los compuestos que son más livianos que el etileno contenidos en la fracción Fl .

10. Proceso para elaborar cloruro de vinilo, CARACTERIZADO PORQUE: a) un flujo de etano es sometido a una oxideshidrogenación catalítica que produce una mezcla de gases que contiene etileno, etano no convertido, agua y constituyentes secundarios; dicha mezcla de gases opcionalmente se lava y se seca, produciendo así una mezcla de gases seca; después de una etapa de purificación opcional adicional, dicha mezcla de gases seca que comprende al flujo de productos derivado del reactor de cloración R2 separada en la etapa e) , es sometida a una absorción A que consiste de la separación de dicha mezcla de gases en una fracción enriquecida con los compuestos que son más livianos que etileno que contienen parte del etileno (fracción A) y en una fracción Fl; la fracción A es desviada hacia un reactor de cloración Rl en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción A es convertido en 1, 2-dicloroetano y el 1, 2-dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de cloración Rl; la fracción Fl es sometida a una desorción DI que consiste en la separación de la fracción Fl en una fracción de etileno agotado en compuestos que son más livianos que etileno (fracción C) que es desviada hacia un reactor de cloración R2 , donde el flujo de productos derivado de este reactor se agrega a la mezcla de gases seca sometida a la etapa c) opcionalmente después de haber extraído el 1,2-dicloroetano formado, y en una fracción F2 ,· la fracción F2 es sometida a una desorción D2 que consiste en la separación de la fracción F2 en una fracción enriquecida con etileno (fracción B) y en una fracción F3 , que opcionalmente contiene al 1 , 2-dicloroetano formado en el reactor de cloración R2 luego se extrae, si no ha sido extraído previamente, que es reciclada hacia la absorción A, opcionalmente después de un tratamiento adicional destinado a reducir la concentración, en la fracción F3 , de los compuestos que son más pesados que el etano; la fracción B es desviada hacia un reactor de oxicloración en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción B es convertido en 1, 2-dicloroetano, el 1,2-dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de oxicloración y opcionalmente se agrega al 1 , 2 -dicloroetano formado en el reactor de cloración Rl y opcionalmente al que se formó en el reactor de cloración R2 ; y el flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el 1 , 2-dicloroetano, que opcionalmente contiene un flujo de etano adicional introducido previamente en una de las etapas b) a g) , es reciclado opcionalmente hacia la etapa a) opcionalmente después de haber purgado los gases y/o después de un tratamiento opcional con el fin de eliminar los productos clorados contenidos en el mismo; el 1, 2-dicloroetano obtenido es sometido a una pirólisis produciendo así VC.

11. Proceso de elaboración de cloruro de polivinilo, CARACTERIZADO PORQUE: a) un flujo de etano es sometido a una oxideshidrogenación catalítica que produce una mezcla de gases que contiene etileno, etano no convertido, agua y constituyentes secundarios; dicha mezcla de gases opcionalmente se lava y se seca, produciendo así una mezcla de gases seca; después de una etapa de purificación opcional adicional, dicha mezcla de gases seca que comprende al flujo de productos derivado del reactor de cloración R2 separada en la etapa e) , es sometida a una absorción A que consiste de la separación de dicha mezcla de gases en una fracción enriquecida con los compuestos que son más livianos que etileno que contienen parte del etileno (fracción A) y en una fracción Fl; la fracción A es desviada hacia un reactor de cloración Rl en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción A es convertido en 1 , 2 -dicloroetano y el 1, 2-dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de cloración Rl; la fracción Fl es sometida a una desorción DI que consiste en la separación de la fracción Fl en una fracción de etileno agotado en compuestos que son más livianos que etileno (fracción C) que es desviada hacia un reactor de cloración R2 , donde el flujo de productos derivado de este reactor se agrega a la mezcla de gases seca sometida a la etapa c) opcionalmente después de haber extraído el 1,2-dicloroetano formado, y en una fracción F2 ; la fracción F2 es sometida a una desorción D2 que consiste en la separación de la fracción F2 en una fracción enriquecida con etileno (fracción B) y en una fracción F3 , que opcionalmente contiene al 1 , 2 -dicloroetano formado en el reactor de cloración R2 luego se extrae, si no ha sido extraído previamente, que es reciclada hacia la absorción A, opcionalmente después de un tratamiento adicional destinado a reducir la concentración, en la fracción F3 , de los compuestos que son más pesados que el etano; la fracción B es desviada hacia un reactor de oxicloración en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción B es convertido en 1, 2-dicloroetano, el 1,2-dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de oxicloración y opcionalmente se agrega al 1 , 2-dicloroetano formado en el reactor de cloración Rl y opcionalmente al que se formó en el reactor de cloración R2 ; y el flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el 1 , 2-dicloroetano, que opcionalmente contiene un flujo de etano adicional introducido previamente en una de las etapas b) a g) , es reciclado opcionalmente hacia la etapa a) opcionalmente después de haber purgado los gases y/o después de un tratamiento opcional con el fin de eliminar los productos clorados contenidos en el mismo; el 1, 2-dicloroetano obtenido es sometido a una pirólisis produciendo así VC; y el VC es polimerizado para producir PVC. RESUMEN Proceso de elaboración de 1, 2-dicloroetano comenzando a partir de un flujo de etano, donde: el flujo de etano es sometido a una oxideshidrogenación catalítica que produce una mezcla de gases que contiene etileno, etano no convertido, agua y constituyentes secundarios; dicha mezcla de gases opcionalmente se lava y se seca, produciendo así una mezcla de gases seca; después de una etapa de purificación opcional adicional, dicha mezcla de gases seca que comprende al flujo de productos derivado del reactor de cloración R2 separada en la etapa e) , es sometida a una absorción A que consiste de la separación de dicha mezcla de gases en una fracción enriquecida con los compuestos que son más livianos que etileno que contienen parte del etileno (fracción A) y en una fracción Fl; la fracción A es desviada hacia un reactor de cloración Rl en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción A es convertido en 1 , 2-dicloroetano y el 1 , 2-dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de cloración Rl; la fracción Fl es sometida a una desorción DI que consiste en la separación de la fracción Fl en una fracción de etileno agotado en compuestos que son más livianos que etileno (fracción C) que es desviada hacia un reactor de cloración R2 , donde el flujo de productos derivado de este reactor se agrega a la mezcla de gases seca sometida a la etapa c) opcionalmente después de haber extraído el 1,2-dicloroetano formado, y en una fracción F2 ; la fracción F2 es sometida a una desorción D2 que consiste en la separación de la fracción F2 en una fracción enriquecida con etileno (fracción B) y en una fracción F3 , que opcionalmente contiene al 1, 2 -dicloroetano formado en el reactor de cloración R2 luego se extrae, si no ha sido extraído previamente, que es reciclada hacia la absorción A, opcionalmente después de un tratamiento adicional destinado a reducir la concentración, en la fracción F3 , de los compuestos que son más pesados que el etano; la fracción B es desviada hacia un reactor de oxicloración en el cual la mayor parte del etileno presente en la fracción B es convertido en 1, 2-dicloroetano, el 1,2-dicloroetano obtenido es separado del flujo de productos derivado del reactor de oxicloración y opcionalmente se agrega al 1 , 2 -dicloroetano formado en el reactor de cloración Rl y opcionalmente al que se formó en el reactor de cloración R2 ; y el flujo de productos derivado del reactor de oxicloración, del cual se ha extraído el 1, 2-dicloroetano, que opcionalmente contiene un flujo de etano adicional introducido previamente en una de las etapas b) a g) , es reciclado opcionalmente hacia la etapa a) opcionalmente después de haber purgado los gases y/o después de un tratamiento opcional con el fin de eliminar los productos clorados contenidos en el mismo.