MX2010010836A

MX2010010836A - Proceso y sistema por lotes para la produccion de olefinas.

Info

Publication number: MX2010010836A
Application number: MX2010010836A
Authority: MX
Inventors: Robert J Gartside; Shaun M Mcgovern; Thulusidas Chellppannair
Original assignee: Lummus Technology Inc
Priority date: 2008-04-04
Filing date: 2009-04-02
Publication date: 2010-11-05
Also published as: CA2739724C; US20140314634A1; TW201446725A; JP2012522047A; US20110130604A1; CA2739724A1; AR074617A1; WO2009136985A3; CN101980758A; EP2259855A1; CN102216244A; EP2414313A2; BRPI0909466B1; CL2009000821A1; KR101357973B1; US20110046425A1; CA2718763C; CN101980758B; KR20100134725A; AR074244A1

Abstract

Aquí se describe un proceso para producir una alfa olefina que comprende obtener una corriente de alimentación que comprende una olefina interna que tiene un primer número de carbonos y una alfa olefina que tiene un primer número de carbonos, isomerizar la corriente de alimentación para incrementar la cantidad de la alfa olefina, fraccionar, someter el material de productos de cabeza de fraccionación a metátesis catalítica para producir un efluente de olefinas mixtas que comprende una olefina interna que tiene un segundo número de carbonos y otros hidrocarburos, fraccionar, preparar el primer, reactor de isomerización 'y fraccionador para recibir la olefina que tiene un segundo número de carbonos, isomerizar el intermediario de olefina interna en el primer reactor de isomerización preparado y fraccionar el segundo efluente de isomerización en el primer fraccionador preparado para separar la alfa olefina que tiene el segundo número de carbonos de la olefina interna que tiene el segundo número de carbonos. Un sistema correspondiente también, se describe, junto con una bomba térmica que puede incorporarse en el proceso.

Description

PROCESO Y SISTEMA POR LOTES PARA LA PRODUCCIÓN DE OLEFINAS SOLICITUDES RELACIONADAS Esta solicitud reclama prioridad de la Solicitud Provisional de Patente de los E.U.A. Número de Serie 61/072,993 presentada en abril 4, 2008.

ANTECEDENTES Las modalidades descritas en general se refieren a procesos y sistemas para producir alfa olefinas y más particularmente a un proceso por lotes para la producción de alfa olefinas.

Un proceso convencional para producción de comonómero grado hexeno-1 de corrientes de alimentación de refinado C4 es un proceso continuo que tiene tres etapas. La primera, buteno-1 se separa de la corriente de alimentación en un fraccionador C4. Buteno-2 en la corriente de fondos del fraccionador se isomeriza en buteno-1 y recicla al fraccionador. En segundo, el buteno-1 se envía a un reactor de autometátesis para formar metileno y hexeno-3. El efluente del reactor se envía a un despentenizador para separar hexenos. Los productos son ligeros que van al producto de cabeza, el hexeno-3 es un producto de fondos líquido y los productos C4/C5 se reciclan. En tercero, la alimentación de hexeno-3 se isomeriza y el producto hexeno-1 se separa en un fraccionador Cg.

La Patente de los E.U.A. Número 6,727,396 (Gartside, abril 2004) describe un proceso continuo para producción ¦ de hexeno-1, combinando las etapas de isomerización y metátesis. Reacciones típicas de metátesis se describen en la Patente dé los E.U.A. Número 3,595,920 (Ellis et al, July 1971). La Patente de los E.U.A. Número 4,709,115 (Jung et al, noviembre, 1987) discute mejorar la selectividad y conversión de buteno-1 y buteno-2 en hexeno-3 al utilizar destilación catalítica. La eliminación de los componentes ligeros impulsa el equilibrio de reacción hacia los productos pesados. La atente de los E.U.A. Número 5,057,638, (Sweeney, octubre 1991) discute un método para producción de hexeno-1 a partir de buteno-1 en donde el buteno-1 . se somete a metátesis · en hexeno-3. Subsecuentemente, un procedimiento de hidratación/deshidratación se aplica para producir una mezcla de n-hexenos que contienen hexeno-1.

Diversos otros procesos se conocen para el procesamiento de olefinas C . La Patente de los E.U.A. Número 6,875,901 (Gartside et al, abril 2005) describe tecnología de isomerización de olefinas utilizada para producción de olefinas terminales. El proceso se aplica a la producción de buteno-1 a partir de buteno-2. La Patente de los E.U.A. Número 6,777,582 (Gartside et al, agosto 2004), describe tecnología de auto metátesis de buteno-1 incluyendo diferencias de la reacción de metátesis convencional de buteno-2 y etileno, para producir propileno.

Bombas térmicas de bucle cerrado, se emplean en diversos procesos. La Patente de los E.U.A. Número 6,589,395 describe un proceso en donde una bomba térmica de bucle cerrado se incluye en una torre de destilación general. Este documento describe el uso de una fuente de calor y un colector térmico que puede sustituirse por la bomba térmica en caso de que falle el compresor. Las Patentes de los E.U.A.

Números 5,386,075 (Keil et al, enero 1995) y Número 4,615,769 (Horigome et al, octubre 1986) discuten el uso de una bomba térmica de bucle abierto en una destilación de etilbenceno/estireno .

Seria útil desarrollar un proceso para producir alfa olefinas, que tiene mejorada eficiencia cuando se opera en una pequeña escala.

COMPENDIO Una modalidad es un proceso para producir una alfa olefina que comprende obtener una corriente de alimentación que comprende una olefina interna que tiene un primer número de carbonos y una alfa olefina que tiene un primer número de carbonos, isomerizar la corriente de alimentación en un primer reactor de isomerización para incrementar la cantidad de la alfa olefina que tiene el primer número de carbonos, formar un primer efluente de isomerización, fraccionar el primer efluente de isomerización en un primer fraccionador para obtener una corriente de fondos que comprende la olefina interna que tiene el primer número de carbonos y una corriente de p-roductos de cabeza que comprende la alfa olefina que tiene el primer número de carbonos, someter la corriente de productos de cabeza a metátesis catalítica en un reactor de metátesis, bajo condiciones y en la presencia de un primer catalizador de metátesis, para producir un efluente de olefinas mixtas que comprende una olefin'a interna con un segundo número de carbonos y otros hidrocarburos, fraccionar el efluente de olefinas mixtas en un segundo fraccionador para retirar al menos una porción de los otros hidrocarburos y obtener un intermediario de olefinas interno, preparar el primer reactor de isomerización para recibir el intermediario de olefinas interno, isomerizar el intermediario de olefinas interno en el primer reactor de isomerización preparado, para formar un segundo efluente de, isomerización que comprende una cantidad incrementada de alfa olefinas que tienen el segundo número de carbonos, preparar el primer fraccionador para recibir el segundo efluente de isomerización y fraccionar el segundo efluente de isomerización en el primer fraccionador ° preparado para separar la alfa olefina que tiene el segundo número de carbonos de la olefina interna que tiene el segundo número de carbonos. En algunas modalidades, una porción del buteno-1 se retira del primer fraccionador como producto buteno-1.

• Otra modalidad es un proceso para producir hexeno-1, que comprende obtener una alimentación C4 que contiene buteno-1 y buteno-2, isomerizar buteno-2 en buteno-1 en un primer reactor de isomerización, formar un primer efluente de reactor de isomerización, fraccionar el primer efluente del reactor de isomerización en un primer fraccionador, para formar una corriente de productos de cabeza que comprende buteno-1 y una corriente de fondos que comprende buteno-2, someter al menos una porción de productos de cabeza a metátesis catalítica en un primer reactor de metátesis bajo condiciones y en la presencia de un primer catalizador de metátesis para producir un efluente de olefinas mixto que comprende etileno y hexeno-3, fraccionar el efluente de olefinas mixto en un segundo fraccionador para formar una corriente de hexeno que comprende hexeno-3 y una corriente de productos de cabeza que comprende etileno, preparar el primer reactor de isomerización para recibir la corriente de hexeno, isomerizar la corriente de hexeno para formar un segundo efluente de isomerización que comprende hexeno-1 y hexeno-2 y el hexeno-3 restante, preparar el primer fraccionador para recibir el segundo efluente de isomerización, y fraccionar el segundo efluente de isomerización en el fraccionador preparado para obtener una corriente de hexeno-1.

Todavía otra modalidad es un sistema para producir una alfa olefina, que comprende un primer reactor de isomerización, configurado para isomerizar un primer lote de una olefina que tiene un primer número de carbonos para formar un primer efluente de reactor de isomerización y subsecuentemente procesar un segundo lote de una olefina que tiene un segundo número de carbonos para formar un segundo efluente de reactor de isomerización, un reactor de metátesis situado corriente abajo del primer reactor de isomerización, el reactor de metátesis se configura para desproporcionar el primer efluente de reactor de isomerización, para formar un producto de reacción de metátesis, un primer fraccionador ubicado corriente abajo del reactor de isomerización y configurado para fraccionar por separado el primer y segundo efluentes del reactor de isomerización, un segundo fraccionador ubicado corriente abajo del reactor de metátesis para retirar hidrocarburos ligeros del producto de reacción de metátesis, un tanque de almacenamiento colocado corriente abajo del primer o segundo fraccionadores y una linea de salida del tanque de almacenamiento, que conecta el tanque de almacenamiento con una entrada del primer reactor de isomerización y/o a la entrada del reactor de metátesis.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS La Fig. 1 es un dibujo esquemático que muestra tres secciones del sistema aquí descrito.

La Fig. 2 es un diagrama de flujo de proceso que muestra una primera modalidad.

La Fig. 3 es un diagrama, de flujo de proceso que muestra una segunda modalidad.

La Fig. 4 es un diagrama de flujo de proceso que muestra el primer fraccionador con un sistema de bomba térmica de bucle cerrado, capaz de operar tanto con el primer efluente de isomerización como el segundo efluente de isomerización en el proceso de la Fig. 3.

La Fig. 5 es una gráfica que muestra el perfil de temperaturas de un fraccionador C4 de acuerdo con la modalidad del Ejemplo 3.

La Fig. 6 es una gráfica que muestra el perfil de temperaturas de un despenteni zador de acuerdo con la modalidad del Ejemplo 3.

La Fig. 7 es una gráfica que muestra el perfil de temperaturas de un primer fraccionador Ce de acuerdo con la modalidad del Ejemplo 3.

La Fig. 8 es una 'gráfica que muestra el perfil de temperaturas de un segundo fraccionador Ce de acuerdo con la modalidad del Ejemplo 3.

DESCRIPCIÓN DETALLADA Las modalidades aquí descritas emplean un proceso operado en un modo de procesamiento secuencial o de campaña con un sólo reactor de isomerización, un sólo súper fraccionador después de la isomerización y uno o más reactores de metátesis con subsecuente fraccionación para obtener corrientes de olefinas intermedias y para obtener un producto o productos de olefinas deseados. La separación de isómeros de doble enlace de cercanos puntos de ebullición de cualquier número de carbonos sencillo requiere significante energía y equipo. Al utilizar un sólo súper fraccionador (o conjunto de dos súper fraccionadores ) para separar isómeros que tienen un primer número de carbonos en un primer proceso de separación y después utilizar subsecuentemente el mismo súper fraccionador (o conjunto de súper fraccionadores) para separar isómeros que tienen un segundo número de carbonos en un segundo proceso de separación, pueden lograrse ciertas eficiencias. Finalmente, al utilizar un solo reactor de isomerización para isomerizar un compuesto que tiene un primer número de carbonos en un primer proceso de isomerización y un compuesto que tiene un segundo número de carbonos en un segundo proceso de isomerización, se lograrán ventajas de procesamiento. El .proceso puede utilizarse con corrientes de alimentación que tienen cadenas de carbono con una variedad de números de carbono para producir corriente de producto que tienen números de carbono deseados. El proceso es particularmente útil para producir alfa olefinas.

La Fig. 1 ilustra un sistema que incluye una sección de isomerización y fraccionación 2, una sección de metátesis y fraccionación 3 y una sección de almacenamiento 4. Mientras que las descripciones de las Figs. 1 - 8 se refieren a hidrocarburos C4 y C6, hidrocarburos con otros números de carbonos también pueden ser procesados en los sistemas que se describen. Una combinación de fraccionador/reactor de isomerización, designada como 2 y denominada el "sistema súper fraccionador", primero opera en servicio C4. Los C4's mixtos se introducen en uno y se isomerizan y después fracci.onan en dos para formar un producto de isomerización de buteno-1. El producto de isomerización de buteno-1 se alimenta continuamente en 5 a la sección de metátesis y fraccionación 3 en donde se lleva a cabo la metátesis. El efluente de reactor de metátesis se fracciona para formar productos ligeros incluyendo un producto de hexeno-3 y etileno, que se alimenta en 6 a un tanque de almacenamiento 4. Cuando se acumula suficiente hexeno-3 en el tanque de almacenamiento, la sección de isomerización y fraccionación 2 se prepara para servicio alterno. El hexeno-3 del tanque después se envía en 7 al sistema de la sección de isomerización y fraccionación 2 ahora en servicio C6, en donde el hexeno-3 se isomeriza y fracciona para formar el producto hexeno-1 que se retira en 8.

En otra configuración, los C4 ' s mixtos se procesan en el sistema de isomerización y fraccionación 2 para formar buteno-1. La corriente de buteno-1 se envía en 9 a la sección de almacenamiento 4. Cuando se ha acumulado suficiente buteno-1, el sistema de isomerización y fraccionación 2 se prepara para servicio alterno.- Una porción del buteno-1 opcionalmente puede retirarse como un producto y la porción restante se alimenta en 10 a la sección de metátesis y fraccionación 3. El efluente de reactor de metátesis se fracciona para producir productos ligeros incluyendo etileno y una corriente de hexeno-3. La corriente de hexeno-3 después se envía en 11 a la sección de isomerización y fraccionación 2, en donde el hexeno-3 se isomeriza y la corriente de hexeno mixta fraccionada para formar producto hexeno-1 que se retira en 8. · En todas las modalidades, toda o parte de la corriente de olefinas interna del fondo de la separación del súper fracci'onador, puede reciclarse al reactor de isomerización para producir más buteno-1 o hexeno-1.

En un proceso de auto metátesis continua convencional a mayor escala, se emplean sistemas separados C4 y C6, permitiendo integración térmica entre los sistemas para reducir el consumo de servicios básicos. Para los sistemas de operación de campaña aquí descritos, un medio alterno para reducir los costos de servicios básicos se utiliza para lograr ahorros. Más específicamente, en ciertas modalidades, se incluye una bomba térmica en un sistema de campaña diseñado para producir olefinas tales como hexeno-1 grado polímero. La bomba térmica proporciona un fraccionador integrado con calor, con lo que el condensador de la torre y el rehervidor comparten un fluido de transferencia térmica común.. Una bomba térmica de bucle abierto utiliza la corriente de productos de cabeza de la torre como un fluido de transferencia térmica. Una bomba térmica de bucle · cerrado utiliza un fluido alterno. El fluido alterno se elige con base en. las propiedades termodinámicas especificas para permitir las funciones de condensador y rehervidor dentro de presiones razonables, de manera tal que se reducen al mínimo las funciones de compresión. Para sistemas que operan en modo de campaña, la selección de fluido alterno es especialmente ventajosa ya que debe operar para lograr las funciones de condensador y rehervidor en la fraccionación de dos números de carbonos diferentes.

Con referencia a la Figura 2, un diagrama de flujo de proceso para un proceso de campaña se ilustra para producir secuencialmente buteno-1 y hexeno-1. El proceso total se diseña como 12. Una porción del equipo se emplea sólo en servicio C4, una segunda porción del equipo se emplea sólo en servicio Ce, y un tercer conjunto de equipos se comparte entre ambos servicios.

El sistema de separación de buteno consiste de dos torres operadas con diferentes presiones para permitir intercambio de energía entre ellas para reducir los servicios básicos en total. La torre 14 se considera la torre 1 y la torre 24 se considera la torre 2. La torre 1 opera a superior presión que la torre 2. Esto permite que la temperatura del condensador de productos de cabeza 29 de la torre 1 esté a una temperatura superior que el rehervidor de la torre 2. Ya que el calor se retira en el condensador 29 y suministra a un rehervidor 86, estos pueden intercambiarse sin calor externo separado requerido. La clave para este sistema es balancear las funciones, para permitir que sean acopladas. Este acoplamiento se realiza en forma convencional al derivar una toma lateral de una torre a la otra. En forma óptima sin embargo esto se realiza al dividir la alimentación principal a la torre con la proporción a cada torre ajustada de manera tal que. las funciones de intercambiador puedan acoplarse. La alimentación principal de la sección de isomerización 47 se divide en la linea 19 a la torre 1 y 27 a la torre 2.

Un refinado C4 en la linea de alimentación 13, que contiene buteno-1 y buteno-2, y usualmente también contiene otros hidrocarburos C4, entra al extremo inferior del fraccionador 24 en donde se separan buteno-1 y buteno-2. La línea de fondos 15 del fraccionador 24, que contiene primordialmente buteno-2, combina con la línea 25 (la línea 32 no se utiliza en la fase de procesamiento C4) para formar la línea 34, que entra al bucle del reactor de isomerización, descrito a continuación. El efluente de este bucle en la línea 47 se divide en la línea 19, que entra a la mitad de . un fraccionador 14, y la linea 27, que entra a la mitad del fraccionador 24. En el fraccionador 14, un producto de cabeza de buteno-1 se toma en la línea de productos de cabeza 16. El material en la línea 16 se condensa en un condensador 17, separado en una línea de reflujo 29 para^ el fraccionador 14 y una línea de alimentación 31 para el fraccionador 13, en donde se lleva a cabo mayor separación de buteno- 1 y buteno-2.

La línea de fondos del fraccionador 25 se retira del fondo del fraccionador 14 y combina con la línea 15 como se indicó anteriormente. Una línea de rehervidor de fraccionador 20 retira material en el fondo del fraccionador 14. Una línea de purga 18 se retira de la línea del rehervidor fraccionador 20, para evitar acumulación de cualesquiera hidrocarburos pesados en los fondos de la torre. El resto de los fondos del fraccionador en la línea 21 son rehervidos en el rehervidor 23 y regresados al fraccionador 14 en donde se someten a separación.

La línea de alimentación 31 entra al fraccionador 13 sobre el punto de entrada de la línea de alimentación 27. Buteno-1 se retira de la parte superior del fraccionador 13 en la línea 33 y buteno-2 se retira del fondo del fraccionador 13 en la línea 37. La línea superior 33 se condensa en un condensador 39 y se divide en una línea de reflujo 35 y la línea 48.

En el bucle de isomerización, el material en la linea de isomerización 34 se evapora en el cambiador de calor 36 y se calienta en el cambiador de calor 38 y después alimenta a un horno 40. La linea vaporizada 42 del horno 40 se alimenta a un reactor de isomerización 44 en donde algo de buteno-2 se isomeriza para formar buteno-1. El efluente C4 del reactor 44 deja en equilibrio buteno-l/buteno-2. La temperatura del reactor define el equilibrio y de esta manera controla la composición. La linea de efluente de reactor 47 se enfria en el cambiador de calor 38 y se envía al fraccionador 14. Es aparente para una persona con destreza en la técnica que si la linea de alimentación C 13 contiene buteno-1 sobre el nivel de equilibrio establecido por las condiciones de. reacción de isomerización, la línea de alimentación sería primero enviada a la torre 14 y el contenido de buteno-1 recuperado como producto de cabeza con el buteno-2 que se alimenta al reactor de isomerización 44. En forma alterna si la composición de la línea de alimentación C4 13 tiene poco o nada de 1-buteno, primero se alimentará directamente al sistema de isomerización.

Corriente abajo del fraccionador 24, los contenidos de la línea 48 ya son enviados al tanque 41, o a otro tanque de almacenamiento, en donde se recolectan hasta que están listos para metátesis, o se envían directamente a la sección de metátesis para mayor procesamiento, en cuyo caso el tanque 41 no se requiere. En la Figura 2, la linea 48 se muestra que proporciona tanto flujo dentro como fuera del tanque de almacenamiento 41. Cuando se va a llevar a cabo metátesis, la linea 48 se combina con una linea de reciclado 56 que contiene C4/C5 para formar una linea de alimentación de auto metátesis 58, que se alimenta al reactor de auto metátesis 52. Antes de metátesis, la linea 58 se evapora en un cambiador de calor 60, calentado adicionalmente en un cambiador de calor 62, y después calienta a la temperatura de reacción en un horno de auto metátesis 64. Los contenidos de la linea 58 después se alimentan al reactor de auto metátesis 52. La auto metátesis es una reacción en equilibrio en donde se produce hexeno-3. Pequeñas cantidades de productos secundarios propileno, penteno-2, 2-metil-penteno-2 , y algunos C7s también se producen. Además, una pequeña cantidad de isomerización inversa de buteno-1 en buteno-2 ocurre. De estos productos secundarios, solo 2-metil-penteno-2 , formado de la reacción de buteno-1 con isobutileno, afecta desfavorablemente la pureza de producto hexeno-1 debido a que hierve a un punto menor que hexeno-1 y de esta manera se arrastra con el producto de cabeza de la separación final Ce. De esta manera, el contenido de isobutileno en la alimentación de refinado C4 se requiere minimizada a un nivel consistente con la especificación de hexeno-1 deseado.

El efluente de auto metátesis en la linea 65 es una mezcla de C2S hasta C7S. Los contenidos de la linea 65 se enfrian en el cambiador de calor 62 para formar una linea de. alimentación del despentenizador, que se envía a un fraccionador 70 (que opera aquí como un despentenizador) . Una línea de productos de cabeza . C2/C3 71 se retira del fraccionador 70. La línea de productos de cabeza 71 se condensa en un condensador 74 y divide en una línea de reflujo 73 y una línea de alimentación 75 para un fraccionador 77, que se opera aquí como depropilenizador . La línea de fondos 83 del fraccionador 70 se envía a un tanque de almacenamiento C6 84 , en donde se mantiene hasta que el equipo de fraccionación e isomeri zación está listo para procesamiento de Ce, o si el equipo está listo, la línea de fondo 83 procede directamente a la sección de fraccionación e isomerización ya que la línea 32 y el tanque 84 no se requieren. Se nota que uno de los fraccionadores 13 y 14 puede operarse como el despentenizador 70 si el C4 se almacena a un tiempo apropiado para permitir la reconfiguración del fraccionador. En forma alterna el fraccionador 70 puede configurarse a través de tuberías para agregar etapas de fraccionación adicionales a los fraccionadores 14 y 24 y de esta manera proporcionar flexibilidad adicional para procesamiento y ahorros de capital y energía al permitir que los fraccio'nadores 14 y 24 sean ligeramente más pequeños.

La línea superior 79 del fraccionador 77 se divide en una línea C2/C3 80, que . se envía a un sistema de separación fraccionador con vapor, por ejemplo y una línea de reflujo 81. La línea 82 es una línea de producto de extracción lateral que se instala opcionalmente para permitir recuperación de una corriente de 1-buteno de superior pureza del 1-buteno sin reaccionar. Una extracción lateral 85 se retira y pasa a través de un enfriador para condensar parcialmente la corriente de vapor en la torre en ese punto en donde se reintroduce. Al enfriar a una temperatura consistente con el agua de enfriamiento en este punto, la refrigeración comúnmente empleada en el condensador de productos de cabeza puede reducirse. La línea de fondos 56 del fraccionador 77 contiene compuestos C y C5 y se combina con la línea 48 para formar la corriente de alimentación de metátesis .

Ya sea antes de metátesis (pero después de isomerización y fraccionación C4) o después producción de una cantidad suficiente de hexeno-3, el reactor de isomerización 44 y los fraccionadores 24 y 14 se preparan para servicio Ce. El reactor de auto metátesis no se utiliza en la segunda campaña si se utilizó en la primera etapa para producir 3-hexeno. El hexeno-3 se alimenta desde el tanque de almacenamiento 84 en la línea 32. La línea 32 se convierte en la línea de alimentación de isomerización 3 . La línea 34 se evapora en el cambiador de calor 36, calienta en el cambiador de calor 38, calienta adicionalmente en el horno 40, y alimenta como línea 42 primero al reactor de isomerización 44. El efluente del reactor en la línea 47 se envía a los fraccionadores 13 y 14. El reactor de isomerización 44, fraccionador '24 y fraccionador 14 ahora operan en servicio C6- En servicio el fraccionador 14 la línea de fondos 20 de C7+ se purga parcialmente del sistema en la línea 18, y el resto es rehervido en el rehervidor 23 y regresa al fraccionador como la línea 21. Una extracción lateral 25 del hexeno-2 y hexeno-3 se retira de una etapa inferior del fraccionador 14 (con la parte superior definida como etapa 1), se combina con la línea de fondo 15 del fraccionador 24, purga parcialmente en la línea 28, y recicla parcialmente al reactor de isomerización 44 en la línea 30. La línea 30 combina con alimentación fresca de hexeno-3 32 del tanque de almacenamiento 84, para formar la alimentación de reactor de isomerización 34 (que ahora opera en servicio C6) . La línea de productos de cabeza 16 del fraccionador 14 se divide en una línea de reflujo 29 y una línea de alimentación 31 para el fraccionador 2 .

En el fraccionador 24, hexeno-1 se toma como producto de cabeza en la línea 33. La línea 33 se divide en la línea de reflujo 35 y la línea 48. La línea 48 contiene el producto de hexeno-1 y se envía al tanque 41. Se nota que el reactor de metátesis no está involucrado en el procesamiento de la línea Ce- Como se indicó anteriormente, el equipo compartido del diagrama de flujo de proceso por lotes se diseña para operación tanto en servicio C4 como C6- Dependiendo del tipo de equipo, esto puede manejarse en formas diferentes. Cambiadores de calor, por ejemplo, pueden tener enfoques de temperatura variantes, pero el área superficial del cambiador de calor puede ajustarse al utilizar múltiples carcasas. La capacidad del reactor puede ser direccionada al utilizar múltiples reactores. Debido a que las' torres fraccionadoras no pueden manejarse en la misma forma que los cambiadores de calor o reactores, su diseño se elige para permanecer fijo entre .servicios.

A fin de utilizar la misma torre o torres tanto como el fraccionador de C4 como Ce, y si la segunda torre se utiliza tanto como el despentenizador y como parte del fraccionador C6, es decir el tamaño o direccionamiento de la torre debe ser idéntico para los gastos de flujo selectos. Debido a que la operación de campaña permite variación independiente de los gastos de flujo entre el servicio C4 y Ce, el tiempo operativo puede emplearse como una variable para ajustar los gastos de flujo tal que una producción anual neta por ejemplo de 5· KTA hexeno-1 se logre. Utilizando este enfoque, en una modalidad, el proceso C4 se opera por 2,000 horas, y después el proceso C& se opera por 5,333 horas.

En total, el uso compartido de los componentes del sistema fraccionador y de isomerización en el proceso por lotes elimina 35 de las 64 piezas de equipo del proceso continuo de hexeno-1. El proceso continuo tiene 2 sistemas de reactor de isomerización/superf accionador completos, en comparación con sólo uno para la operación de campaña. La reducción estimada en costo de capital instalado total es aproximadamente 35-45%. Esto hace a la operación de campaña especialmente adecuada para instalaciones de menor capacidad. Un ejemplo de un proceso que utiliza la configuración de la Figura 1 se proporciona a continuación como Ejemplo 1.

Con referencia a la Figura 3, se ilustra un diagrama de flujo de proceso para otro proceso de campaña para producir secuencialmente buteno-1 y hexeno- . El proceso total se designa como 110. Una porción del equipo se emplea solo en servicio C4, una segunda porción del equipo se emplea en servicio Ce solamente, y un tercer conjunto de equipo es compartido entre ambos servicios.

Un refinado C4 en la linea de alimentación 112, que contiene buteno-1 y buteno-2, y usualmente también contiene otros hidrocarburos C4, se combina con los contenidos de la linea 134 y entra al bucle del reactor de isomerización. El efluente de este bucle en la linea 147 entra a la mitad de un fraccionador 114. En el fraccionador 114, un producto de » cabeza del buteno-1 se retira en la linea de productos de cabeza 116. El contenido de la linea 116 se condensa en un condensador 117.

Los fondos -del fraccionador en la linea 122 se retiran del fondo de fraccionador 114, purgan parcialmente en una linea de purga 128 y el material restante en la linea 130 se combina con los contenidos de la linea de alimentación de C4 112 (la linea 132 no está en uso durante la fase C4) para formar la linea de alimentación de isomerización 134. La linea de purga 128 se proporciona para retirar cualesquiera n-butanos en la alimentación C 112 que se pudieran acumular en el sistema. Una linea ble rehervidor fraccionador 120 retira material en el fondo del fraccionador 114. Una linea de purga 118 se retira de la linea de rehervidor fraccionador 120 para evitar acumulación de cualesquiera hidrocarburos pesados en los fondos de la torre. El resto de los fondos del fraccionador en la linea 121 es rehervido en el rehervidor 123 y regresado al fraccionador 114 en donde se somete a separación.

Los contenidos de la linea de isomerización 134 se evaporan en el cambiador de calor 136 y calientan en el cambiador de calor 138 y después se alimentan a un horno 140. Material vaporizado en la linea 142 del horno de 140 se alimenta a un reactor de isomerización 144; que en una modalidad es un reactor en equilibrio que opera a 343°C y 2978 kPa. El efluente C4 del reactor en esta modalidad sale en equilibrio de buteno-l/buteno-2 con una concentración aproximada de buteno-1 a 21%. El efluente del reactor 147 se enfria en el cambiador de calor 138 y envía al fraccionador 114. La proporción de reciclado a alimentación fresca en el fraccionador, típicamente es 2.4 a 1. Es aparente para aquellos con destreza en la técnica que si la alimentación de C4 en la línea 112 contiene buteno-1 sobre el nivel de equilibrio establecido por las condiciones del reactor de isomerización, la corriente de alimentación sería la primera enviada a la torre 114 y el contenido de buteno-1 recuperado en productos de cabeza, con el buteno-2 que se alimenta al reactor de isomerización 144.

El producto buteno-1 del fraccionador 114 en la línea de productos de cabeza 116 se divide en una corriente de reflujo en la línea 119 y producto intermedio en la línea 148. El material en la línea 148 se envía a la línea 150 (la línea 154 se utiliza para procesamiento C6) . El buteno-1 en la línea 150 se combina con una línea de reciclado 156 que contiene C4/C5 para formar una línea de alimentación de autometátesis 158 que se alimenta a un reactor de autometátesis ·152. El material en la línea 158 se evapora en el cambiador de calor 160, calienta adicionalmente en un cambiador de calor 162 y después se calienta a la temperatura de reacción en un horno de autometátesis 164. Material evaporado en la linea 159 después se alimenta al reactor de autometátesis 152. La autometátesis es una reacción en equilibrio .

El efluente de autometátesis en la linea 166 es una mezcla de C2S a C7S. El material en la linea 166 se enfria en el cambiador de calor 162 para formar una linea de alimentación (despentenizador) . Los contenidos de la linea 170 se envían a un fraccionador 168 (que opera aquí como un despentenizador) que en una modalidad opera a 1200 kPa con 30 etapas teóricas y una proporción de reflujo de 1.0. La temperatura en el fraccionador 168 típicamente está en el intervalo de 60-100°C. Una línea de productos de cabeza C2/C3 171 se retira del fraccionador 168. La línea de productos de cabeza 171 se divide en la línea 172 y en la línea 173. Los contenidos de la línea de productos de cabeza 172 se enfrían en el cambiador de calor 174 y se envían a un tambor de evaporación instantánea o expansión súbita 176. La fracción ligera del tambor de evaporación instantánea comprende etileno y propileno, se purga en la línea 178 y puede reciclarse a la sección de recuperación de etileno/propileno de un fraccionador de etileno. Los C4S-C5S de los fondos del tambor de evaporación instantánea en la línea 156 todavía contienen una cantidad significante de buteno-1 y se reciclan en la línea 156, que es combinada con la línea 150 para formar la linea 158, la linea de alimentación para el reactor de autometátesis . El material en la linea de productos de cabeza 173, cuando opera en modo C4, se condensa en un condensador 174 para formar el reflujo para la torre 168.

La linea de fondos del fraccionador 180, separada a 98% en mol de hexeno-1, se divide en una linea de hexeno-3 182, una linea de rehervidor 183 y una linea de reciclado C6 188. En el modo de operación C4, el hexeno-3 en la linea 182 llena un tanque de almacenamiento C6 184 y se utiliza como la alimentación para la segunda fase de la operación de campaña.

Después de producción de una cantidad suficiente de hexeno-3, el sistema se apaga y prepara para operación en servicio Ce. El reactor de isomerización 144, la torre 114 y la torre 168 se preparan para servicio C6- El reactor de autometátesis no se utiliza en la segunda campaña. El hexeno-3 se alimenta desde el tanque de almacenamiento 184 en la linea 132. La linea' 132 se vuelve la linea de alimentación de isomerización 134. El material en la linea 134 se evapora en el cambiador de calor 136 y calienta en el cambiador de calor 138, después se calienta más en el horno 140 y se alimenta como linea 142 primero al reactor de isomerización 144. En el reactor de isomerización 144, aproximadamente ocurre 8.9% de conversión a hexeno-1. El efluente del reactor en la linea 147 se envía al fraccionador 114. Tanto el reactor de isomerización 144 como 'el fraccionador 114 ahora operan en servicio Cs.

Para hacer que funcione el sistema de campaña, el equipo de fraccionación e isomerización debe ser idéntico para procesamiento C4 y Ce. La separación del hexeno-1 de la corriente de hexenos mixtos requiere más fraccionación que la separación de buteno-1 de la corriente de buteno-l/buteno-2 en la operación C4. Una opción es diseñar una torre sobredimensionada para operación C4 pero que será apropiada para servicio C^. Otra opción es utilizar la torre 168 'para proporcionar la capacidad de fraccionación adicional para operación Ce ya que el reactor de autometátesis no se utiliza en operación C6. En esta modalidad, la torre 168 se utiliza como la porción superior de la fraccionación C6 que recibe el producto de cabeza de la torre 114.

La corriente de fondo del fraccionador 114 de C7+ en la linea 118 se purga del sistema. Una extracción o toma lateral 122 de hexeno-2 y hexeno-3 se toma de una etapa baja del fraccionador 114 (con la parte superior definida como etapa 1) y recicla al reactor de isomerización 144 por las lineas 126 y 130. Se mezcla con la alimentación de hexeno-3 132 fresco del tanque de almacenamiento C6 184 para formar la alimentación del reactor de isomerización 134' (que ahora opera en servicio Ce) . La linea de purga 128 no está en servicio. La linea de productos de cabeza 116 'se separa a una proporción deseada de hexeno-1 y la mayoría se envía en la línea 148 a la línea 154 y después a la línea 170 al fraccionador 168 (anteriormente funcionando como un despentenizador para servicio C4) . Se nota que el reactor de metátesis no está involucrado en el procesamiento de la línea C6.

En el fraccionador 168, hexeno-1 grado comonómero (98.5% en mol) se toma como el producto de cabeza en la línea 171. No hay flujo a través de la línea 172 y el separador 176 no está en servicio C6. El producto hexeno-1 se retira en la línea 173 y una línea de reflujo 175 regresa a la torre con el producto hexeno-1 que se retira en la línea 181. Los fondos hexeno-2 y hexeno-3 de la torre 168 se reciclan a la sección de isomerización en la línea 188. Los contenidos de la línea de fondos 188 se mezclan con el otro reciclado de hexeno-2/hexeno-3 en la línea 122 de la torre 114 para formar la línea 126. El fraccionador 168 opera a una presión de producto de cabeza de 50 kPa. Perfiles de temperatura para el fraccionador C6 en el fraccionador 114 y el fraccionador 168 se muestran en las Figuras 5 y 6, respectivamente.

Como se indicó anteriormente, el equipo compartido del diagrama de flujo del proceso por lotes se diseña para operación tanto en servicio C4 como C6. Dependiendo del tipo de equipo, esto puede manejarse en formas diferentes. Cambiadores de calor, por ejemplo pueden tener enfoques de temperatura variantes, pero el área superficial del cambiador de calor puede ajustarse al utilizar múltiples carcasas. Reactores pueden dirigirse utilizando reactores múltiples. Debido a que las torres fraccionadoras no pueden manejarse en la misma forma que los cambiadores de calor o reactores, su diseño se elige para permanecer fijo entre servicios.

A fin de utilizar la misma torre tanto como el fraccionador C4 como C y utilizar la segunda torre tanto como el despentanizador como el fraccionador C6, el dimensionamiento de la torre debe ser idéntico para los gastos de flujo selectos. Debido a que la operación de campaña permite variación independiente de los gastos de flujo entre servicio C4 y C6, el tiempo de operación puede ser utilizado como una variable para ajustar los gastos de flujo de manera tal que se logre la producción anual neta por ejemplo de 5 KTA de hexeno-1. Utilizando este enfoque, en una 'modalidad, el proceso C4 se opera por 2,000 horas para producir 2,696 kg/h de hexeno-3. 500 horas de tiempo no operativo se proporcionan para vaciar los fraccionadores y reactores en preparación para la corrida de C6. Después, el proceso C6 se opera por 5,333 horas, alimentando 1 ,010 kg/h de hexeno-3 para producir 937 kg/h de hexeno-1. 500 horas adicionales se permiten para la transición de nuevo a servicio C4. La operación a estos gastos de flujo produce el mismo diámetro de torre después de seleccionar 100 .etapas teóricas al fraccionador CAC6 e igualmente para 300 etapas en el despentanizador/fraccionador C6. Un ejemplo de un proceso que utiliza la configuración de la Figura 2, se proporciona a continuación como Ejemplo 2.

En total, el uso compartido de los componentes del sistema de isomerización y fraccionador en el proceso por lotes elimina 35 de las 64 piezas de equipo del proceso continuo de hexeno-1. El proceso continuo tiene 2 sistemas de reactor de isomerización/superfraccionador completos comparados con sólo uno para la- operación de campaña. La reducción estimada en costo de capital instalado total es aproximadamente 35-45%. Esto hace la operación de campaña especialmente adecuada para instalaciones de capacidad menor.

Ahora con referencia a la Figura 4, se muestra una modalidad en donde una bomba térmica de bucle cerrado se utiliza para incluso mejorar adicionalmente la eficiencia del proceso de campaña ilustrado en la Figura 3. El sistema total se designa como 200. Este sistema utiliza cambios en presión para ajustar el punto de ebullición del fluido de transferencia térmica dentro de los intervalos de temperatura de un rehervidor de fraccionador y condensador de manera tal que el fluido pueda condensarse y evaporarse en forma alterna respectivamente, de esta manera proporcionando integración de calor en lugar de servicios básicos convencionales tales como refrigeración para condensar o vapor para el rehervidor. La bomba térmica se asocia con el fraccionador 214. (Una linea superior 216 y una linea de fondos 220 se retiran del fraccionador 214). El fluido empieza el ciclo como vapor en la linea de vapor 202. La linea de vapor 202 se comprime en un compresor 204 a una presión en donde la temperatura en la cual el vapor se condensa está sobre la temperatura del rehervidor 206. La linea comprimida 202 se divide en la linea 208 y la linea 210 y las dos lineas se recombinan como la linea 212. La linea 210 se enfria en un cambiador de calor 213. El uso del cambiador de agua de enfriamiento 213 permite control de la función en el rehervidor 206 al controlar la temperatura y/o flujo del vapor de superior presión caliente. En algunos casos, los contenidos de la linea 210 se condensan en el intercambiador 213 y una mezcla de 2 fases se alimenta al rehervidor 206. Esto limita efectivamente la cantidad de fluido de transferencia térmica que se condensa en el rehervidor y de esta manera el calor transferido . al rehervidor. La linea 212 se condensa en el rehervidor 206. El controlador 236 determina la división entre las lineas 208 y 210. La linea 212 ahora está en fase liquida.

En este punto en el ciclo, el requerimiento de servicio o función caliente del rehervidor se satisface. El sistema ahora debe satisfacer la función de menor temperatura del condensador de la torre. El liquido de la linea 212 se baja a una expansión, controla por el vapor de productos de cabeza del tambor de expansión 122, para bajar el punto de ebullición por debajo de la temperatura del condensador fraccionador 224. Esto reduce la temperatura de la línea como una porción de 212 se evapora a la presión menor. La línea 212 después se combina con la línea (opcional) 215 como la línea 216. Opcionalmente como se describe a continuación, la línea 216 'se enfría en el cambiador de calor 218 utilizando la línea de agua de enfriamiento 220. El vapor se retira del tambor 222 como la línea 228. El vapor no se envía al condensador 224. El líquido se retira del tambor 222 en la línea 226. La línea 226 después se evapora en el condensador 224 y después de evaporación, se combina con la línea 228 para formar la línea 230. La linea 230 pasa a través del tambor interceptor/separador 232. El vapor en el tambor 232 se retira como la línea 202, que como se mencionó anteriormente se regresa al compresor 204. Cualquier cantidad pequeña de líquido en el tambor 232 se retira en la línea 215, que se combina con el efluente del expansor 240 para formar la línea 217.

Para resolver cualquier diferencia en la función de condensador y re-hervidor, puede requerirse un intercambiador adicional dentro del bucle para agregar o retirar calor según sea necesario. En este sistema de campaña particular, la función del condensador es mayor que la del re-hervidor, de manera tal que el cambiador de calor 213 se coloca en la descarga del compresor en paralelo con el re-hervidor para retirar la diferencia en la carga de calor, permitiendo que el fluido de la bomba térmica se condense por completo en el re-hervidor 206. El cambiador de calor 213 es el cambiador para retirar carga "extra" del bucle, con base en la diferencia de carga de re-hervidor-condensador. Por el contrario, si fuera mayor la carga del re-hervidor, un cambiador de calor 238 operado con vapor en lugar de agua de enfriamiento se colocará en la salida del expansor 240 para tener más del fluido como un vapor al separador 222 y de esta manera alimentar menor cantidad de liquido como la linea 226 para evaporar en el condensador.

Para evitar cruces de temperatura en el re-hervidor y condensador, puede emplearse una diferencia de temperatura por ejemplo de 3 grados C entre las temperaturas de salida del fluido de proceso, linea 220 por ejemplo, y la bomba térmica, linea 212. Las presiones de descarga del compresor y expansor pueden considerarse fijas, establecidas por el requerimiento de llevar el °punto de¦ ebullición del fluido de la bomba térmica dentro del enfoque en las temperaturas de re-hervidor y condensador, respectivamente. Efectivamente, el trabajo realizado por el compresor es aquel requerido para revertir el trabajo del expansor, de manera tal que los costos de energía de la bomba térmica disminuyen conforme la dispersión de temperatura a través de la torre, > se vuelve más pequeña .

Con las presiones en cada porción del ciclo de bomba térmica fijas y el condensador que controla la carga, la temperatura de entrada al condensador puede llevarse al máximo a fin de proporcionar capacidad de enfriamiento adicional. En este caso, el cambiador de calor del agua de enfriamiento 218 se utiliza en el bucle a la salida del expansor para enfriar la linea antes de entrar al condensador 224. Este es un método de bajo costo para reducir el gasto de circulación a través del compresor de superior costo 204.

El fluido de trabajo para la bomba térmica empleada en un modo de procesamiento de campaña, típicamente es un hidrocarburo o mezcla de hidrocarburos, de manera tal que el punto de ebullición de ese hidrocarburo o mezcla, cae entre el punto de ebullición del primer número de carbonos y el segundo número de carbonos. Esto difiere de un sistema de bomba térmica en bucle cerrado convencional que opera en un solo número de átomos de carbono. Ahí, el fluido de trabajo se elige con base en un sólo número de átomos de carbono y típicamente tiene propiedades cercanas al hidrocarburo que se separa. En un sistema de bucle cerrado particular, para operación en modo de campaña, n-butano se emplea como el fluido en circulación y la bomba térmica se aplica a uno o ambos de los fraccionadores en la sección de isomerización que opera ya sea en servicio C4 o C$. N-butano hierve entre el producto de cabeza 1-buteno en un modo y el re-hervidor 3- hexeno en el modo de servicio C6. Hay que notar también que es posible utilizar una mezcla de fluidos como el fluido de transferencia térmica. En este caso, es posible ajustar la composición para optimizar las propiedades termodinámicas de la mezcla fluida. El requerimiento de energía de la bomba térmica para operar el compresor, significativamente menos que la torre autónoma debido a la integración de las cargas térmicas del re-hervidor y condensador. Un bucle cerrado aplicado a ambas torres integrará ambos re-hervidores en serie dentro del bucle, después ambos condensadores en serie, ajusfando de conformidad las presiones de carga de expansor y compresor .

Variaciones en parámetros de proceso, tamaño de equipo, etc., dependerán de la pureza deseada de buteno-1. Buteno-1 de muy alta pureza en general no se requiere para producir hexeno-3 por autometátesis . La torre de fraccionación puede diseñarse para producir por ejemplo 95% de buteno-1, con una parte del producto que va a autometátesis para ligeros, reciclado y hexeno-3, y otra parte que va a un fraccionador diferente para producir buteno-1 de alta pureza (grado polímero) . En este caso, tanto el despentanizador del ejemplo principal como la fraccionación de buteno-1 adicional pueden emplearse en modo de campaña para purificación de hexeno. Se nota que la alimentación a autometátesis puede ser una toma lateral de 4 torre en donde el producto de cabezas es el buteno-1 de' alta pureza .

Una cantidad de otros métodos de isomerización y metátesis pueden aplicarse y todavía mantener la característica importante del proceso de campaña, que es equipo compartido entre servicio C4 y C6. Además, etapas de procesamiento adicionales y/o materiales de alimentación alternos pueden emplearse. Un ejemplo no-limitante de un proceso alterno sería emplear una etapa de reactor de metátesis adicional que involucra la reacción de etileno con butenos (etenólisis) . * Dependiendo de la calidad de alimentación a la etapa de autometátesis (el contenido de buteno-2) algo de propileno y penteno-2 se formará. Una segunda etapa de autometátesis que involucra la reacción entre buteno-1 y penteno-2 para dar por resultado propileno y hexeno-3, puede incluirse. Esta etapa de autometátesis adicional por ejemplo, involucrará la línea 75 o 82 de la Figura 2. Penteno-2 producido en el reactor 52 puede enviarse a un segundo reactor de autometátesis para hacer más hexeno-3. Un ejemplo adicional sería incorporar el proceso de la patente de los E.U.A. No. 4,709,115 (Jung et al, noviembre 1987) , en donde la etapa de metátesis ocurre en una torre de destilación catalítica. En el sistema de campaña, esta variación se manifestará como un despentenizador catalítico en servicio C4, con el catalizador reemplazado por perlas inertes para operar como fraccionador C6 en servicio C6.

El esquema de procesamiento en campaña aqui descrito también puede integrarse con otras unidades de procesamiento. Por ejemplo, el proceso de campaña puede integrarse con una unidad de metátesis convencional continua para producir propileno de la reacción de etileno y buteno-2. El proceso de metátesis convencional típicamente alimenta etileno y una corriente de refinado C4 mixta que contiene buteno-2, que puede ser la misma corriente de refinado de alimentación C4 que la empleada para el proceso en la Figura 1, a uri reactor de metátesis. Etileno y propileno producidos en la etapa de autometátesis de la operación de campaña después se envían al sistema de fraccionación de la unidad de metátesis convencional. Esto proporciona efectivamente la alimentación de etileno al reactor de metátesis convencional y proporciona el producto propileno. Un reciclado de C4 se toma de la segunda etapa de separación de regreso al reactor. Para integrar el proceso de campaña en la Figura 3, por ejemplo las corrientes de purga 118, 126 y 178 serán recicladas a una disposición apropiada en el proceso de metátesis convencional. Debido a que esta integración puede emplear la misma corriente de alimentación y refinado C4, se logra una cantidad de opciones. Una opción es que el total refinado C4 puede permanecer constante, de esta manera convirtiendo algo de producción de propileno en metátesis convencional a producción de hexeno-1 en el proceso de campaña. Una segunda opción es mantener la producción de propileno constante del proceso de metátesis convencional y "aumentar en escala" hasta el gasto de flujo de refinado C4 según se requiera para producción de buteno-1 o hexeno-1 del proceso de campaña. Cualquier combinación intermedia de gastos de flujo de producto de estas opciones es posible.

Dos ventajas significantes existen para integrar el proceso de campaña con metátesis convencional. Primero, todas las corrientes de purga del proceso de campaña que de otra forma se perderían al' horno de piezopirólisis u otra disposición de bajo valor pueden recuperarse en el proceso convencional. En particular, C2-C3 de la corriente 78 es etileno que se ha mejorado de la alimentación de refinado C4 y reduce enormemente el requerimiento de etileno fresco a la unidad de metátesis convencional. En segundo, es posible utilizar el reactor de autometátesis del proceso de campaña cuando está en reposo en servicio C6. Si adicionalmente el refinado C4 y etileno están disponibles, pueden alimentarse al reactor de autometátesis durante la fase e del proceso de campaña. La metátesis producirá propileno adicional sin cambio de catalizador requerido. El propileno adicional puede alimentarse al equipo de separación del proceso de metátesis convencional y recuperarse. De esta manera, producción extra de propileno para una porción del año de operación es posible ya sea al limite del exceso de diseño del equipo de separación en un caso de modificación retroactiva, o en una cantidad deseada en el caso de una nueva planta integrada.

En un segundo ejemplo de integración, un proceso para la producción de olefinas a partir de metanol (MTO) produce una corriente C4-C6 compuesta por olefinas lineales puede ser incorporado corriente -arriba. Similarmente, procesos que utilizan oligomerización de etileno para producir alfa olefinas lineales que tienen corrientes de alfa olefinas en números pares de carbonos de C4 a C20+ pueden incorporarse.. -El esquema de procesamiento de campaña en combinación con metátesis puede emplearse para ajusfar la distribución de número de carbonos y de esta manera llevar al máximo el valor 'de producto dependiendo de las condiciones de mercado. Por ejemplo, una alfa olefina Cío puede isomerizarse a un número de olefinas internas Cío utilizando la etapa de isomerización . Las olefinas internas pueden entonces reaccionarse con etileno en una etapa de metátesis para producir un intervalo de alfa olefinas de menor número de átomos de carbono. Estas pueden ser separadas y procesarse en modo de campaña o en forma alterna el proceso de isomerización/metátesis empleado para una alfa olefina Ci6 siguiendo operación con una alimentación de. alfa olefina Ci0.

El sistema de campaña particular descrito incluye dos fraccionadores . Uno se utiliza como un fraccionador C4 y Cs y combinado con el reactor de isomerización . El segundo se utiliza como un despentanizador y segundo fraccionador Cg. En una modalidad, la bomba térmica se coloca sólo en el fraccionador C4/C6, con el despentanizador/fraccionador C6 utilizando servicios básicos convencionales. Otra modalidad involucra el uso de una bomba térmica en el despentanizador/fraccionador C6. En una configuración adicional, un sólo bucle de bomba térmica pasa a través de todas las torres de fraccionación . Para un proceso de campaña, este tipo de bucle operará en el fraccionador C4 y despentanizador durante servicio C4, después en ambos fraccionadores durante servicio C6, con secuencias posibles de re-hervidor-re-hervidor-condensador-condensador o rehervidor-condensador-re-hervidor-condensador dentro del bucle. Todavía otra configuración coloca un bucle de bomba térmica en cada torre.

La modalidad de la Figura 2 muestra un sistema de dos torres para el fraccionador que sigue el sistema de isomerización. Esta modalidad también incluye la opción de un condensador/re-hervidor integrado, con una bomba térmica en los cambiadores "exteriores". En esta configuración, las presiones de la torre se ajustarán de manera tal que por ejemplo el condensador del fraccionador C4 puede integrarse con el re-hervidor del despentanizador . La bomba térmica después se coloca a través del intervalo de temperatura más amplio de los cambiadores restantes. El condensador/rehervidor integrados es posible ya sea con la torre corriente arriba o corriente abajo que opera como la torre de superior presió .

En las modalidades anteriormente descritas en detalle, un fluido en circulación conveniente a utilizarse en la bomba térmica, es n-butano. Este fluido es útil debido a que su temperatura de ebullición está dentro del intervalo del condensador de la torre y re-hervidor a presión apreciable. Bombas térmicas alternas en este tipo de sistema pueden emplear una mezcla de hidrocarburos u otros fluidos. Mezclas son particularmente útiles para extender el intervalo de ebullición del fluido de bomba térmica para torres con amplios perfiles de temperatura, de esta manera reduciendo al mínimo la. diferencia entre las presiones de descarga del compresor y el expansor.

Los bucles de bomba térmica con un gasto de circulación constante entre servicio C4 y Ce son posibles, con las presiones de descarga de compresor y/o expansor relajadas para permitir el uso de algo de calor sensible cuando está en el servicio de menor carga. Un bucle de bomba térmica con o sin cambiador 118, colocado para proporcionar capacidad de enfriamiento adicional a bajo costo (agua de enfriamiento) , también es factible. En lugar de balancear las cargas de condensador y re-hervidor al retirar calor en el cambiador de calor 113, un cambiador de vapor puede colocarse para agregar calor en la porción opuesta del bucle.

La bomba térmica puede expandirse a ambos fraccionadores del sistema por lotes. Esto resultará en integración de calor de los condensadores y re-hervidores del fraccionador C4 y despentanizador, y los dos fraccionadores C6. Puede haber un sólo bucle de bomba térmica o dos bucles separados que tienen una bomba térmica en cada torre.

Una o más de las variaciones anteriores pueden emplearse con una bomba térmica de bucle abierto. Una bomba térmica de bucle abierto utiliza la corriente de productos de •cabeza de la torre como el fluido de intercambio térmico contra la corriente de fondos.

En otra modalidad, las presiones de los dos fraccionadores pueden ajustarse de manera tal que por ejemplo, el condensador del fraccionador C4 es integrado en calor con el re-hervidor del despentanizador. Una bomba térmica puede entonces emplearse en el re-hervidor del fraccionador C¡¡ y condensador del despentanizador.

Algunas o todas las configuraciones de la bomba térmica anteriormente descritas pueden emplearse utilizando una mezcla de fluidos en el bucle de bomba térmica, que proporcionen una más amplia región de vaporización/condensación que un fluido puro. La diferencia requerida entre presiones de descarga de compresor y expansor, de esta manera el consumo de energía de compresor, se disminuirá. El sistema por lotes también presenta la posibilidad de diferentes fluidos en el bucle de bomba térmica entre servicio C4 y C6, o un fluido diferente para cada bucle, si se emplean dos bucles.

Los siguientes ejemplos se incluyen para ilustrar ciertas características de las modalidades descritas pero no se pretende que limiten el alcance de la descripción.

Ejemplo 1 - Proceso de Autometátesis de Campaña que Emplea Catalizador W03 de Alta-Selectividad y un Sistema de Dos Torres de Fraccionación Integrado Una simulación computarizada.se realizó en donde se operan secciones de isomerización y autometátesis de buteno como una unidad, almacenando temporalmente n-Ce elaborado en la sección de autometátesis en un proceso que tiene la configuración mostrada en la Figura 2, con el tanque de almacenamiento 84 que se utiliza pero no 41. Esto fue seguido por la operación de isomerización C6 utilizando el equipo empleado en la sección de isomerización de buteno. En este esquema, todo el conjunto del equipo de isomerización C6 se evita para reducir costo de capital. En este ejemplo, 5 KTA de 1-hexeno grado polímero se producen en un proceso de campaña. La alimentación de buteno empleada se ilustra en la tabla 1 a continuación Tabla 1 - Alimentación C4 a Proceso de Autometátesis En la simulación de operación de campaña, secciones de autometátesis e isomerización C . se operaron por 2000 horas produciendo 3-hexeno, que se almacenó temporalmente en un tanque de almacenamiento para mayor isomerización en 1 -hexeno. Después de producir el 3-hexeno por 2000 horas, la operación de autometátesis e isomerización C se interrumpió y las torres de destilación y reactores se vaciaron. · La sección de isomerización C6 después se operó por 5333 horas produciendo 1-hexeno del 3-hexeno almacenado, utilizando el mismo equipo empleado en la operación de isomerización C4. Eliminar el equipo de isomerización C6 reduce costo de capital. Las horas particulares de operaciones se seleccionaron de manera tal que la capacidad de intercambio de equipo fue posible proporcionando una producción anual neta de 5000 KTA a 1 -hexeno.

Este proceso siguió el mismo esquema que el que se emplearía en un proceso de autometátesis continua. La separación de 1-hexeno de sus isómeros fue la separación crítica. En el proceso continuo, un diseño de dos torres se utiliza para esta separación. El mismo sistema de separación de dos torres se empleó en el proceso por lotes para separación de 1-hexeno de otros compuestos C6. Ya que este equipo se emplea en la isomerización . de buteno, el mismo¦ sistema de separación de dos torres aplica a la separación de 1-buteno de 2-buteno por igual.

La composición de alimentación de refinado II se da en la Tabla 1. El contenido de 1-buteno en la alimentación Cj es superior que la proporción de buteno en equilibrio a 343 grados C (650 grados F) , la temperatura de operación del reactor de isomerización C4 (alimentación B1/B2 = 2.8, equilibrio B1/B2 a 343 grados C (650 grados F) = 0.28). Por lo tanto, la, alimentación de refinado II se envía al sistema de torre de separación C4 para separar 1-buteno antes de entrar al reactor de isomerización de buteno.

El producto de fondos de la separación C4 contiene primordialmente 2-butenos y n-butano. Esta corriente de productos de fondo se recicló al reactor de isomerización para incrementar la utilización de.n-buteno. Se retiró una pequeña purga de esta corriente de reciclado para' controlar la acumulación de los inertes, n-butano e iso-butano. La alimentación del reactor de isomerización intercambia calor con el producto de reactor caliente. La alimentación de reactor además se calienta a la temperatura de reacción dentro de un horno operado con combustible y se . alimenta al reactor. El reactor se operó a 343 grados C (650 grados F) y 807 kPa abs. (117 psia) . El catalizador fueron tabletas de MgO. Las proporciones de alimentación y datos de conversión de 2-buteno para el reactor de isomerización se muestran a continuación en la Tabla 2. El producto de reacción se envía al sistema de separación de buteno. La torre de separación y el reactor de isomerización C4 se emplearon por igual durante la operación de isomerización C6- El sistema de separación C4 consiste de un sistema de dos torres. El condensador de una torre se emplea para re-hervir la segunda torre. Las dos torres se operan a diferentes presiones para permitir este intercambio. El dividir la alimentación con una porción a cada torre reduce el consumo de energía mientras que balancea las cargas para cada torre. El primer fraccionador tuvo 80 etapas y el segundo fraccionador tuvo 70 etapas. La alimentación de refinado II entra a la segunda torre en la etapa 24. Se dividió el producto de reactor de isomerización de buteno. Una porción entró a la primera torre en la etapa 15 y la otra porción entró a la segunda torre en la etapa 48. El producto destilado de la primera torre, concentrado en 1-buteno entró a la segunda torre en la etapa 30. Al ajustar la proporción de división o separación de alimentación de vapor y las presiones operativas de las torres, se hizo posible el intercambio de energía entre el condensador de la torre 1 y el re-hervidor de la torre 2. El producto destilado final fue 90% en mol de 1-buteno, que se envía a la sección de autometátesis para mayor procesamiento. La corriente de producto 1-buteno contiene iso-butano (5.1% en peso), n-butano (3.8% en peso), 2-buteno . (1.2% en peso) e iso-buteno (0.13% en pe'so) . Si se requiere, 1-buteno grado monómero (99% en peso) también pudo producirse de este sistema de separación. Detalles de la torre de separación se dan en la Tabla 5 siguiente.

En la segunda etapa de procesamiento pero todavía operando en el modo C4, 1-buteno del sistema de separación/isomerización de .buteno se envía a la sección .de autometátesis para producir n-hexenos . En esta sección, la alimentación de 1-buteno se mezcla con 1-buteno reciclado de los separadores e intercambia calor con el producto de reactor caliente. La alimentación de reactor fue adicionalmente calentada a la temperatura de reacción dentro de un horno operado con combustible y se suministra al reactor. El reactor de autometátesis operó a 316 grados C (600 grados F) y 1896 kPa abs. (275 psia) . El catalizador fue 03 en sílice de alta pureza. Dentro de este reactor, 1-buteno reaccionó consigo mismo para producir etileno y 3-hexeno. Reacciones secundarias entre 1-buteno y 2-butenos produciendo propileno y 2-pentenos, también ocurrieron. Aún más, el isobutileno reaccionó con 1-buteno para producir etileno y 2-metil-2-penteno (i-C6 olefina, PE = 67.3 grados C) . Las otras reacciones de isobutileno posibles se determinaron como insignificantes. La producción de i-C6 olefina en el reactor de autometátesis es indeseable ya que afecta la pureza del producto 1-hexeno. Por lo tanto, el contenido de isobutileno en la alimentación de refinado II se mantuvo muy bajo. Una pequeña cantidad de C7 y C8 también se produjo por otras reacciones de metátesis. Los datos de composición del producto de reacción, conversión y reciclado se ilustran en la Tabla 3.

Los productos de reacción de autometátesis se separaron en el despentanizador . El 3-hexeno se recuperó en la torre de despentanizadora como producto de fondo si se envía al tanque de almacenamiento para utilizar en la etapa de modo C6 del proceso de campaña. Las olefinas i-C6, C7 y C8 producidas dentro del reactor de autometátesis también se arrastraron junto con el 3-hexeno. El destilado del despentanizador se envió al despropenizador para mayor separación. Los componentes más ligeros, etileno y propileno se recuperaron como destilado y enviaron a la recuperación de producto en la planta de etileno. El 1-buteno sin convertir se recupera como el producto de fondos y recicla al reactor de autometátesis para mejorar utilización de buteno. Una corriente de extracción . lateral se purga del despropilenizador para retirar los inertes, iso-butano y n-butano, del sistema de autometátesis. Los detalles de la torre de separación se muestran a continuación.

Al completar la operación de autometátesis e isomerización C4, el proceso se interrumpe. Los reactores y torres de destilación se vacian en preparación para la operación de isomerización Ce. La operación de isomerización C6 se realiza como se muestra en el diagrama de flujo de proceso .

La sección de isomerización de hexeno consiste de un reactor de isomerización de hexeno y sistema de separación de hexeno, y se usó el mismo equipo que se empleó para el procesamiento C4. El 3-hexeno del tanque de almacenamiento se mezcló con los 2-hexenos y 3-hexenos reciclados del sistema de separación CÉ e intercambia calor con el producto reactor de isomerización caliente. La alimentación de reactor de isomerización se calentó además a la temperatura de reacción dentro de un horno quemado con combustible y alimentó al reactor. El reactor operó a 343 grados C (650 grados F) y 386 kPa abs. (56 psia) . El catalizador fue tabletas de MgO. El producto del reactor fue una mezcla en equilibrio de 1-hexeno, 2-hexenos y 3-hexenos incluyendo los isómeros cis-trans. Esta mezcla de producto se separó en el sistema de separación de hexeno para producir 1-hexeno grado polímero como producto destilado. (El sistema de separación de dos torres con integración de energía se explicó previamente) . El producto de fondos, 2-hexenos y 3-hexenos se recicla al reactor de isomerización . Una pequeña purga se toma del sistema de separación para retirar los componentes pesados del sistema de isomerización C6- Los detalles de la torre de separación se dan a continuación en la Tabla 6.

El 2-metil-2-penteno del reactor de autometátesis también se arrastra a la sección de isomerización de hexeno en donde la actividad de isomerización del catalizador MgO produce sus isómeros: 2-metil-l-penteno, 4-metil-l-penteno, 4-metil-c/s-2-penteno y 4-metil-frans-2-penteno . Ya que el punto de ebullición de todos i-C6 excepto 2-metil-2-penteno son menores que 1-hexeno, cualquier i-C6 producido en el reactor de autometátesis termina con el producto 1-hexeno. Tabla 2 - Reactor de Isomerización de Buteno 4 Tabla 3 - Reactor de Autometátesis El desempeño del reactor de autometátesis se basa en datos experimentales para catalizador W03 de alta selectividad. Esta información se incorpora en la simulación HYSYS. La conversión y selectividad se determinaron para la alimentación del reactor de autometátesis dada en la Tabla 10. La selectividad de autometátesis para la reacción principal (C2+C6) fue 87.01. La selectividad para las reacciones secundarias (C3+C5) fue 12.37. La selectividad para la reacción de isobutileno con 1-buteno fue 0.15. Una pequeña cantidad de C7 y C8 también se forma en el reactor de autometátesis .

Tabla 4 - Reactor de Isomerización de Hexeno El desempeño de reactor de isomerización C6 se obtiene de la correlación de datos experimentales. Esta correlación se incorpora en la simulación HYSYS.

Tabla 5 - Especificaciones de las Columnas de Separación en Isomerización C4 y Autometátesis Parámetro Despro- Despen- penizador tenizador Número de Etapas 15 40 Bandeja de 5 20 Alimentación (# desde la parte superior) P condensador, 2200 1600 Kpa P de re2300 1800 hervidor, Kpa Espec Sup. 1.5% en mol de 0.11% en 1-C4 en mol , n-C6 en destilado destilado Especs de fondo 0.5% propileno 0.01% en en el fondo mol n-Cs en producto de fondo Otras Especs Ventilación superior = 15 kmol/h Extracción lateral = 23 kmol/h Enfriamiento Interetapas en etapa 3 = 1000 KW Nota Producto de fondo es 98.5% en peso de n-C6 (Tabla 5 continúa) Parámetro Separador de Separador de Buteño 1 Buteño 2 Número de Etapas 80 70 Bandeja de 15 24, 30, 48 alimentación (# desde la parte superior ) P condensador, Kpa 700 530 P re-hervidor, Kpa 750 550 Espec. Sup. 40% en mol 1- 90% en mol 1 buteno en buteno en destilado destilado Especs. de fondo 0.5% en mol 1- 1% en mol 1- buteno en buteno de producto de fondo producto de fondo Otras Especs.

Nota Tabla 6 - Especificaciones de las columnas de separación en isomerización C6 Parámetro Separador C6 1 Separador C6. 2* Número de etapas 80 70 Bandej a de 25 40, 60 alimentación (# desde la- parte superior ) P condensador, Kpa 207 117 P re-hervidor, Kpa 241 138 Espec Sup . 60% en mol de 1.2 % en mol 2&3 hexeno en de 2&3 en destilado destilado Espec de fondo 1% en mol de 1- 2.5 % en mol hexeno en de 1-hexeno producto de en producto extracción de fondo lateral Otras Especs 45% en mol de C7 & C8 en producto de fondo Nota Extracción lateral de la etapa 74 El balance de materiales para el caso por lotes, produciendo 5 KTA de 1-hexeno de grado polímero se da a continuación. El resumen de balancé de materiales así como las composiciones de las corrientes claves se dan en las siguientes tablas.

Tabla 7 - Balance de materiales total para Isomerización C4 y Autometátesis (operación de 2000 horas) MTA Alimentación Alimentación C4 12,000 Alimentación total 12,000 Productos C2/C3 al fraccionador 1, 852 Extracción lateral del 2.120 despropenizador Purga C4 2, 637 Fondos de Despentenizador 5, 391 Productos totales 12,000 Tabla 8 - Balance de materiales total para isomerización (operación por 5333 horas) Tabla 9 - Balance de materiales para la sección de isomerización de buteno (operación de 2000 horas) Componente % en AlimentaReciclado Alimenpeso ción C4 C4, tación de Isomerización C4 Iso-butano 4.04 0.0 0.0 n-butano 16.14 61.3 61.3 Tr2-buteno 18.17 22.6 22.6 1-buteno 50.45 0.70 0.70 Iso-buteno 0.10 0.0 0.0 Cis2-buteno 11.10 15.4 15.4 Total, % en 100 100 100 peso Flujo, Kg/h 6000 15165 15165 Tabla 9 (continúa) Tabla 10 - Balance de materiales para la sección autometátesis (operación de 2000 horas) Componente , Bl a Auto- Recicla- AlimentaProd. % en peso metátesis do Bl ción Auto A o .

Rctr . Rctr.

Etileno 0.0 0 0 6.0 Propileno 0.0 0.4 0.2 2.9 Iso-butano 5.2 20.0 14.6 14.6 n-butano 3.5 26.1 17.9 17.9 Tr2-buteno 1.3 0.2 0.6 0.2 1-buteno 89.7 48.0 63.3 34.0 Iso-buteno 0.13 0.04 0.07 0.03 Cis2-buteno 0.10 0.04 0.06 0.02 n-Penteno 0.0 5.1 3.2 3.2 3-hexeno 0.0 0.2 0.13 20.8 i-C6 0.0 0.0 0.0 0.07 C7 & C8 0.0 0.0 0.0 0.32 Total % en 100 100 100 100 peso Flujo, Kg/h 4682 8, 096 12, 799 12, 799 Tabla 10 (continúa) Componente , C2/C3 a Extracción Fondos de % en peso Fraccio- lateral de despen- nador despro- ten zador penizador Etileno 62.4 17.1 Propileno 16.7 17.1 Iso-butano 6.3 18.0 n-butano 3.7 12.7 Tr2-buteno 0 0.10 1-buteno 10.9 34.5 Iso-buteno 0 0.04 Cis2-buteno 0 0.0 n-Penteno 0 0.41 3-hexenó 0 0.0 98.2 i-C6 0 0.0 0.3 C7 & C8 0 0.0 1.5- Total % en 100 100 100 peso · Flujo, Kg/h 9,26 1,060 2696 Tabla 11 - Balance de materiales para sección isomerizacion de hexeno (operación de 5333.3 horas) Componente , % en Reciclado AlimentaProd peso de C6 ción de Isomerizaisomerizacion Ce cion C5 1-hexeno 1.7 1.6 8.4 Tr2-hexeno 46.1 50.0 42.9 Tr3-hexeno 21.5 19.9 20.0 Cis2-hexeno 23.1 21.4 21.5 Cis3-hexeno 7.1 6.6 6.6 i-C6 0.1 0.1 0.1 C7 & C8 0.44 0.5 0.5 Total, % en peso 100 100 100 Flujo, Kg/h 12, 645 13, 656 13, 656 Tabla 11 - (continúa) Una comparación de los balances de materiales totales para un proceso continuo a 50 KTA utilizando la misma composición de alimentación que el proceso por lote de este ejemplo muestra que las corrientes principales se reducen a escala linealmente para el .caso, de campaña. Algunas diferencias menores en C2/C3 a fraccionador y toma lateral de despropenizador se notaron, y surgieron de la operación de la torre despropenizadora .

El balance de energía para el estudio caso de campaña, produciendo 5 KTA de 1-hexeno grado polímero se proporciona a continuación. El balance de energía para la sección de isomerización de buteno, sección de autometátesis' y sección de isomerización de hexeno se ilustran. En la Tabla 12, se muestran dos balances. La tabulación "Antes de Intercambio" cita las cargas para cada uno de los re-hervidores o condensadores de la torre en los modos C4 o C6. La tabulación "Después de Intercambio" simplemente substrae la carga común de la tabulación "Antes de Intercambio" . Por ejemplo en el modo C4, el condensador la Torre 1 tiene una carga de 6733 KW y el re-hervidor de la torre 2 tiene una carga de 6670 KW. Ya que estas se intercambian entre sí, la carga después de intercambio es la diferencia (63 KW), .

Tabla 12 - Resumen de balance de energía para el proceso de campaña Isom Auto- Isom Total c4 metátesis c5 (2000 (2000 (2000 horas) horas) horas) ANTES DE INTERCAMBIO Evaporador de 1626 980 1408 alimentación (LPS), KW Calentador de 130 430 126 alimentación (combustible) , KW Torre 1 carga de 6733 ©1000, 5876 condensador (CW) , (a) 71* (a) KW Torre 1 carga de 5437 1500 4801 re-hervidor (CW) , KW Torre 2 carga de 7843 2959· 6414 condensador (CW) , KW Torre 2 carga de 6670 1427** 5853 re-hervidor (a) (a) (LPS) , KW Bomba, energía, 98 50 90 KW DESPUÉS DE INTERCAMBIO Evaporador de 1626 980 1408 alimentación (LPS), KW Calentador de 130 430 126 alimentación (combustible) , KW Torre 1 carga de 63 (a) ©1000, 23 condensador (CW) , 71* (a) KW Torre 1 carga de 5437 1500 4801 re-hervidor (CW) , KW Torre 2 carga de 7843 2959 6414 condensador (CW) KW Torre 2 carga de 0 (a) 1427** 0 (a) re-hervidor (LPS), KW Bomba, energía, 98 50 90 KW Total de servicios básicos después de intercambio COMBUSTIBLE, KW 130 • 430 126 -5 REF, KW 71 CW, KM 7906 3959 6437 LPS, KM 7063 2480 6209 HPS, KW 1427 ENERGÍA, KW 98 50 90 Servicios básicos total de después de intercambio (8000 Horas Base) COMBUSTIBLE, KW 224 -5 REF, KW 17.8 CW, KM 7,258 LPS, KM 6, 525 HPS, KW 357 ENERGÍA, KW 97 COMBUSTIBLE , 0.19 MKCAL/H -5 REF, MKCAL/H 0.015 CW, MKCAL/H 6.22 LPS, MKCAL/H 5.59 HPS, MKCAL/H 0.306 ENERGÍA, MKCAL/H 0.083 Nota : 1. En Auto metátesis, la torre 1 es despropilenizador y la torre 2 es un despentenizador . (i) * - condensador despropenizador es refrigerante grados, (ii) ** - despentenizador re-hervidor es HPS. (iii) © 1000 K CW intercambio en DEC3 para reducir la carga refrigerante . 2. En Isom C4, la torre 1 es BS1 - superior presión y la torre 2 es BS2- torre de presión inferior. 3. En Isom C6, la torre 1 es HS1 - presión superior y la torre 2 es HS2- torre de presión inferior. 4. La integración de energía en el sistema de dos torres se explicó previamente. a. intercambio entre BS1/HS1 condensador y re-hervidor BS2/HS2 en el sistema de isomerización CVC6. Este es el intercambio para el sistema re-hervidor/condensador interno del sistema de alimentación dividida en dos torres.

El balance de energía para el proceso por lotes dado en la tabla 12 anterior puede compararse con el balance de energía para un proceso continuo utilizando el mismo equipo y composición de alimentación y se ilustra a continuación en la Tabla 13.

Tabla 13 - Resumen de balance de energía para un caso de auto metátesis en procesamiento continuo - antes y después de intercambio de energía 5 Total de servicios básicos antes de Intercambio de energia COMBUSTIBLE, K 3,875 -5 REF, KW 80 CW, KM 101, 151 LPS, KM 92, 281 HPS, KW 3, 682 ENERGÍA, KW 319 COMBUSTIBLE , 3.32 MKCAL/H -5 REF, MKCAL/H 0.07 CW, MKCAL/H 86.7 LPS, MKCAL/H 79.10 HPS, MKCAL/H 3.16 ENERGÍA, MKCAL/H • 0.27 Total de servicios básicos después de intercambio de energia (8000 Hora Base) COMBUSTIBLE, KW 3, 875 -5 EF, KW 80 CW, KM 48, 771 LPS, KM 39, 901 HPS, KW 3, 682 ENERGÍA, KW 319 COMBUSTIBLE , 3.32 MKCAL/H -5 REF, MKCAL/H 0.07 CW, MKCAL/H 41.80 LPS, MKCAL/H 34.20 HPS, MKCAL/H 3.16 ENERGÍA, MKCAL/H 0.27 Nota: 1. En Automet, la torre 1 es un despropenizador (DeC3) y la torre 2 es un despentenizador (DeC5) . (i) * -despropenizador condensador es refrigerante -5 grados, (ii) ** - re-hervidor DEC5 es HPS. (iii) © 2500 KW CW intercambio en DEC3 para reducir la carga refrigerante. 2. En Isom C6, la torre 1 es HS1 - superior presión y la torre 2 es HS2- una torre de menor presión. 3. La integración de energía se explicó en la tabla 17. Se nota en la tabla 22 por igual. (a) intercambio entre HS1 el condensador y HS2 re- hervidor en el sistema isom Cs. (b) intercambio entre HS2 condensador en isom C6 y re-hervidor BS en Isom C4.

Se nota que la integración de energía reduce el requerimiento de agua de enfriamiento total en 53% y el requerimiento1 LPS por 56%.

El uso de servicios básicos se reduce en escala linealmente en el caso por lotes excepto por el agua de enfriamiento y LPS. En la operación por lotes, un sistema de separación de C6 de dos torres eficiente en energía se emplea. Sin embargo, la integración de energía entre las torres de isomerización C6 e isomerización C4 no pudo practicarse debido a la operación por lotes. Esto aumentó el uso de CW y LPS en el proceso por lotes. Parece ser que los ahorros en costo de capital hacen más que desplazar el costo de servicios básicos incrementado. Detalles pueden encontrarse en la evaluación económica de los procesos.

Ejemplo 2 - Proceso de auto metátesis en campaña En el Ejemplo previo, se discute un proceso de campaña para producir de 5 KTA de 1-hexeno. En este proceso, las mejoras sobre el Ejemplo 1 son: 1. En el proceso de isomerización C4, una torre de destilación con 100 etapas reemplazó a un sistema de dos torres con un total de 150 etapas.. 2. En la sección de auto metátesis, la torre despropilenizadora se reemplazó por un separador de gas-liquido . 3. En el proceso de isomerización C6, una torre de destilación con 100 etapas (algunas empleadas en el isom C ) reemplazó al sistema de dos torres -con un total de 150 etapas. La torre despentanizadora actúo como la segunda torre de destilación.

Eliminación del sistema de separación de dos torres impactó el uso de energía en el proceso. Ya que no se realizó la integración de energía, aumentó el consumo de servicios básicos. Además, la eliminación de la torre despropilenizadora resultó en el flujos de purga incrementado. Sin embargo, el análisis económico mostró que los ahorros en costo de capital más que desplazan el costo de servicios básicos incrementado. En este estudio de caso, 5 KTA de 1-hexeno grado polímero se producen en un proceso de campaña mejorada.

La alimentación de buteno empleada en este estudio se da en la tabla 1 anterior. El esquema de flujo de procesos se muestra en la Figura 3.

La alimentación de refinado II se envió a la torre de separación C4 para separar 1-buteno antes del reactor de isomerización de buteno. Una separación de una sola torre reemplazó al sistema de dos torres integrado en energía en la Figura 2 a fin de eliminar una torre de destilación y equipo asociado .

En la sección de auto metátesis, un separador de gas-liquido reemplazó la torre despropilenizadora . El destilado de vapor de despentenizador se enfrió y envió a un separador de gas-líquido. Los componentes más ligeros etilen y propileno se recuperaron como vapor y enviaron a recuperación de producto en la planta de etileno. El 1-buteno sin convertir se recupero en el producto líquido y reciclo al reactor de auto metátesis para mejorar la utilización de buteno. La mayoría del equipo de auto metátesis se empleo sólo durante la operación de auto metátesis, excepto por la torre despentenizadora que se empleó por igual en. la operación de isomerización C¿.

Al terminar la corrida de isomerización C y auto metátesis, el proceso se apaga. Los reactores y torres de destilación se vacían en preparación para la corrida de isomerización C6- La operación de isomerización Ce se realiza empleando los mismos equipos que se muestran en la Figura 3.

En la sesión de isomerización C$, la mezcla de alimentación se separa utilizando dos torres de destilación como se muestra en el diagrama de flujo. La primera torre de destilación (separador de buteno) produjo 93% de producto destilado hexeno-1. Los productos de fondos 2-hexenos y 3-hexenos se reciclaron al reactor de isomerización. Una pequeña purga de fondo se toma de esta torre de destilación para retirar los componentes pesados C7 y Ce del sistema de isomerizacion C6- El despentenizador actuó como¦ la segunda torre de destilación de hexeno que produce he.xeno-1 grado polímero a partir de alimentación de hexeno-1 93%. La especificación para el despentenizador fue 65% en mol de 1-hexeno en ' el producto de fondos. Esta especificación se relajó de manera tal que los 2&3-hexenos se arrastraron al producto de fondos permitiendo que 1-hexeno grado polímero se elaborara como el producto destilado. El gasto de flujo de este producto fue bajo en comparación con el producto destilado. Los fondos del despentenizador se mezclaron con el otro producto de fondos y reciclan al reactor de isomerizacion Ce. Al emplear el despentenizador como el segundo separador de hexeno, el número de etapas en el primer separador de hexeno se reduce de 150 a 100. Los detalles se dan en las siguientes tablas.

Tabla 14 - Reactor de Isomerizacion de Buteno Temperatura de Operación de 343/650 Rx, C/F Pr de Operación Rx, kPa/Psia 807/117 Catalizador Tabletas de MgO Proporción de B2/B1 de 203 alimentación Rx Proporción de B2/B1 de Prod 3.6 Rx Conversión de 2-Buteno, % 21.7 Tabla 15 - Reactor de Auto metátesis El desempeño del reactor de auto metátesis se basa en datos ' experimentales para catalizador W03 de alta selectividad. Esta información se incorporó en la simulación HYSYS . La conversión y selectividad se determinaron para la alimentación de reactor de auto metátesis dada en la tabla 21. La selectividad de auto metátesis para la reacción principal de (C2+C6) fue 85.7. La selectividad para las reacciones secundarias (C3+C5) fue 13.3. La selectividad para la reacción del isobutileno con 1-buteno fue 0.15. Una pequeña cantidad de C7 y C8 también se formaron en el reactor de auto metátesis.

Tabla 16 - Reactor de Isomerizacion de Hexeno Tabla 17 - Especificaciones de las columnas de separación Parame-tro Separa Despen- SeparaSepara¬ -dor tenizador dor de dor de de Hexeno 1 Hexeno Buteño 2* Número de 100 30 100 30 Etapas Bandeja de 20.45 10 65 10 alimentación (# desde arriba) P de 570 1200 120 110 condensador, Kpa re600 1280 140 120 hervidor P, Kpa Espec Sup 90% en RR=1.0 7% en mol 1.2% en mol-C 2&3- mol en hexeno en 2&3- destil destilado hexen ado destila do Espec de 0.2% 0.98% en 1.5% en 65% en fondo 1-C4 mol de C6 mol de 1- mol 1- en en fondo C6 en hexen fondo toma product lateral 0 de fondos Otras 45% en especs mol de C7 y C8 en producto de fondo Nota * Nota: Durante la operación por lotes Isomerización Cs, la torre despentenizadora actúa como el segundo separador de hexeno, permitiendo número reducido de etapas en la primera torre de separación.

El balance de material para el estudio de caso por lotes, produciendo 5 KTA de 1-hexeno grado polímero se da a continuación. El resumen de balance de material así como las composiciones de corrientes clave se dan en las siguientes tablas .

Tabla 18 - Balance de material total para Isomerización C4 y Auto metátesis (operación de 2000 horas) MAT Alimentación Alimentación C4 12,250 Total de Alimentación 12,250 Productos C2/C3 al fraccionar 4,240 Purga C4 2,617 Fondo de 5,393 Despentenizador Total de Productos 12,250 9 — Balance de material total para Isomeri .ón de 5333 horas) MAT Alimentación Alimentación Ce 5,387 Alimentación Total 5,387 Productos Hexano-1 Prod 4,997 Purga de C6 225 Purga de C6+ 165 Total dé Productos 5,387 Tabla 20 - Balance de materiales para la sección isomerizacion de buteno (operación de 2000 horas) CompoAlimenReci- AlimenProd Purga Bl a nente tación clado tación de de C Auto- % en C4 c4 de Isome- metápeso Isome- riza- tesis riza- ción ción C4 A Iso- 4.04 0.0 0.0 0.0 0.0 5.1 buteno n- 16.14 61.8 61.8 61.8 61.8 3.7 butano 1- 18.17 22.6 22.6 17.6 22.6 1.2 buteno Tr2- 50.45 0.20 0.20 8.4 0.20 89..7 buteno iso- 0.10 0.0 0.0 0.0 0.0 0.13 buteno Cis2- 11.10 15.3 15.3 12.2 15.3 0.10 buteno Total, 100 100 100 100 100 100 % en peso Flujo, 6125 15029 15029 15029 1308 4817 Kg/h Tabla 21 - Balance de materiales para la sección de auto metátesis (operación de 2000 horas) (cont. Taba 21) Componente % en C2/C3 a Toma Fondo de peso fraccio- lateral de Despente- nador Desprope- nizador nizador Etileno 36.3 18.0 Propileno 17.0 17.10 Iso-buteno ' 11.7 17.50 n-butano 8.4 13.2 Tr2-buteno 0.70 0.10 1-buteno 23.8 33.90 iso-buteno 0.0 0.0 Cis 2-buteno 0.10 0.0 n-Penteno 1.9 0.40 3-hexeno 0.10 0.0 97.7 j-C6 0.0 0.0 0.32 C7 & C8 0.0 0.0 2.0 Total,' % en 100 100 100 peso Flujo, Kg/h 2, 120 2696 Tabla 22 - Balance de materiales para la sección isomerizacion de hexeno (operación de 5333.3 horas) Componente Reci- AlimentaProd de Prod % en peso clado ción de Isome- de de C6 Isomeriza- rización HS1 ción e c6 1-hexeno 2.4 2.2 8.4 92.7 Tr2-hexeno 45.9 49.5 43.0 2.8 Tr3-hexeno 21.4 20.0 20.1 2.0 Cis2- 23.0 21.5 21.6 0.0 hexeno Cis3- 7.1 6.6 6.6 2.2 hexeno i-C6 0.07 0.08 0.08 0.3 C7 & Os 0.11 00.20 0.20 0.0 Total, % 100 100 100 100 en peso Flujo, 14, 956 15,966 15, 966 1119 Kg/h (cont. Tabla 22) Total, % 100 100 100 en peso Flujo, 937 42 31 Kg/h La comparación del balance total de materiales de un proceso continuo con el proceso del Ejemplo 2 indica que las corrientes principales se reducen en escala linealmente para el caso en campaña. Ya que la torre despropilenizadora se eliminó, C2/C3 al fraccionador en el proceso de campaña fue equivalente a C2/C3 al fraccionador y las corrientes de purga de extracción lateral de despropilenizador combinadas del caso continuo. Esta corriente fue ligeramente superior, requiriendo aproximadamente 2% más de alimentación de refinado II.

El balance de energía para el estudio .del caso en campaña, que produce 5 KTA de 1-hexeno grado polímero se da a continuación. El balance de energía para la sección de isomerización de buteno, sección · de auto metátesis y secciones de isomerización de hexeno se dan.

Tabla 23 - Resumen de balance de energía para proceso por lotes mejorado Isom C Auto Isom C6 Total (2000 metá(5333 horas) tesis horas) (2000 horas) Vaporizador de 1703 2364 1555 alimentación (LPS), KW Calentador de 114 -311 297 alimentación (combustible) , KW Carga de 13, 950 9748 condensador' de torre principal (CW) , KW Carga de re11, 480 7811' hervidor de torre principal (LPS), KW Carga de 2057 5149 condensador despentenizador • (CW) , KW Carga de 1474 5147 rehervidor despentenizador (LPS), KW Carga de 1743 destilado de despentenizador (CW) Bomba, energía, 98 50 90 KW Servicios básicos total Combustible, KW 114 344 297 CW, KM 13950 3800 14897 LPS, KW 13183 2364 14513 HPS, KW 1747 Energía, KW 98 50 90 Total de servicios básicos (base 8000 horas) Combustible, KW 313 CW, KM 14, 369 LPS, KW 13, 562 HPS, KW" 379 Energía, KW . 97 Combustible, 0.217 MKCAL/H CW, MKCAL/H 12.32 • LPS, MKCAL/H 11.62 HPS, MKCAL/H 0.32 Energía, 0.083 MKCAL/H El consumo de energía en el proceso de campaña del Ejemplo 2 se incrementa por la eliminación de cierta integración de energía. En la operación de campaña mejorada de este ejemplo, el sistema de separación C6 de dos torres eficiente en energía del Ejemplo 1 se reemplazó por una separación de una sola torre para reducir el costo de capital. La comparación de resultados en las Tablas 12 y 23 muestra gue el uso de agua de enfriamiento y vapor con baja presión, casi se duplica en el caso del Ejemplo 2. Esto se debe a la eliminación del sistema de separación de dos torres. La ref igeración a -5 grados C se elimina en el proceso por lotes mejorado con un "impacto positivo en el costo operativo.

El ejemplo 2 muestra que los ahorros en costo de capital logrados por estas mejoras en el proceso por lotes en comparación con el Ejemplo 1, más que superan el costo de servicios básicos incrementados para la planta a pequeña escala .

El resumen de servicios básicos antes de intercambio para el caso continúo de 50 KTA con catalizador de alta selectividad se dio anteriormente en la Tabla 13. El consumo de servicios básicos por lotes mejorado de 5 KTA es muy similar a este resultado en una base, prorrateada lineal. El uso de combustible disminuyó ligeramente ya que se elimina como refrigeración a -5 grados C. El agua de enfriamiento y el uso de LPS es superior. Los ahorros en costo de capital logrados por la reducción en equipo en el Ejemplo 2 en comparación con el Ejemplo 1 más que superan el costo de servicios básicos incrementado para la planta de 5 KTA.

Ejemplo 3 - Proceso de Campaña que Emplea Bomba Térmica Se realizaron simulaciones en el simulador de proceso en estado estable HYSYS utilizando el empaque de propiedad PRSV. El análisis se llevó a cabo para una bomba térmica sólo en el fraccionador C4/C6, con servicios básicos convencionales empleados en el despentenizador/fraccionador C6- En este ejemplo, el proceso que se empleó corresponde a aquel mostrado en la Figura 3 junto con la bomba térmica mostrada en la Figura 4. El producto de cabeza Cu del fraccionador 214 en la Figura 4 (correspondiente a 114 en la Figura 3) contiene 90% en mol buteno-1. El fraccionador en la sección de isomerización contiene 100 etapas teóricas y se operó a una proporción de reflujo de 29.9. La fracción de producto de cabezas fue 570 kPa, y el perfil de temperatura para el fraccionador que opera en servicios C4 se ilustra en la Figura 5. La proporción de reciclado a alimentación fresca en el fraccionador en la sección de isomerización fue de 2.4 a l. El reactor de isomerización se operó a 343 grados C y 2948 kPa con 21% de conversión de buteno-2 a buteno-1. La auto metátesis se llevó a cabo a 315 grados C y 1950 kpA. Se obtuvo una conversión aproximada de 30% de hexeno-3. El despentenizador se operó a 1200 kPa con 30 etapas teóricas y una proporción de reflujo de 1.0. El perfil de temperatura del despentenizador se muestra en la Figura 6. La corriente de fondos del despentenizador contiene 98% en mol de hexeno-3. En el reactor de isomerización ocurrió aproximadamente 8.9% conversión a hexeno-1. Se nota que el condensador 224 en la Figura 4 es el condensador 117 en la Figura 3 y el rehervidor 206 en la Figura 4 es el re-hervidor 123 en la Figura 3.

Utilizando el fraccionador de 100 etapas para procesamiento Ce, la proporción de reflujo de fraccionación para Cs fue 85.4 y la fracción de producto de cabeza fue 60 kPa . La corriente de producto de cabezas se separó a 92% en mol de hexeno-1. Esta corriente se envió al fraccionador que previamente se había operado como un despentenizado . El producto de cabezas obtenido del segundo fraccionador, ahora-en servicio C^, fue 8.5% en mol de hexeno-1. El fraccionador operó a una proporción de reflujo de 28.1 y una presión de producto de cabezas de 50 kPa. La corriente de fondo se recicló al reactor de isomerización . Perfiles de temperaturas para el primer y segundos fraccionadores cuando se operan en servicio C6 se muestra en las Figuras 6 y 7, respectivamente.

Se consideró que el compresor y el expansor se operaron a presiones de descarga constantes para ambos servicios C4 y C6. Para lograr esto, la presión del fraccionador C6 se ajustó en forma descendente para ayudar a su perfil de temperatura dentro del intervalo del fraccionador C4. A las presiones selectas de 570 kPa y 60 kPa para C4 y Ce, respectivamente, las temperaturas de condensador y re-hervidor se dan en la Tabla 24.

Tabla 24 - Temperaturas de Condensador y Rehervidor Equipo Fraccionador Fraccionador C4 570 kpa C6 60 kPa Temperatura de 47.76 46.77 Condensador (C) Temperatura de Re- 57.91 72.12 hervidor (C) Las temperaturas limitantes en la Tabla 24 son la más alta temperatura de re-hervidor y la más baja temperatura de condensador. Por lo tanto, el fraccionádor C6 determina ambas presiones de descarga de compresor y expansor. Utilizando enfoques de temperatura de salida de 3 grados C con el enfoque de temperatura de salida que se define como la diferencia entre' la temperatura de salida de fluido de proceso y la temperatura de salida de fluido de bomba térmica, el compresor se requiere que eleve el punto de ebullición de fluido a un mínimo de 75.12 grados C, y el expansor se requiere que reduzca¦ el punto de ebullición a un mínimo de 43.77 grados C. Para n-butano como fluido de bomba térmica, las presiones requeridas para estas temperaturas de punto de ebullición mostradas en la Tabla 25, fueron 916.3 kPa y 420.9 kPa, respectivamente. Debido a que el fraccionádor Cs es limitante en ambos extremos, el condensador y re-hervidor en servicio C4 tienen enfoques de temperatura mayores a 3 grados C, con el enfoque más notable que es 17.21 grados C en el re-hervidor.

Tabla 25 - Descarga de Compresor y Expansor Compresor Expansor Temperatura (C) 75.12 43.77 Presión (kpa) 916.3 420.9 Con las presiones de compresor y expansor fijas, la temperatura de salida del cambiador de calor 218 se ajusta al más bajo alcanzable por el agua de enfriamiento, 38 grados C. Con la temperatura de ebullición fija, el subenfriamiento a 38 grados C proporciona capacidad de enfriamiento adicional, de esta manera reduciendo la velocidad de circulación de fluido a través de la bomba térmica. La velocidad de circulación después se determina por la carga térmica más grande que fue el condensador. El ajustar la fracción de vapor de salida de condensador a uno permite que el programa calcule la velocidad de circulación, y ajustar la fracción de vapor de salida al re-hervidor a cero calcula el calor retirado, que fué la diferencia de carga térmica absoluta entre el re-hervidor y condensador, por el cambiador de calor 213.

Las cargas de re-hervidor y condensador fraccionador C fueron mayores que aquellas del fraccionador C6. Las presiones de descarga de expansión y compresor constantes (y de esta manera los puntos de ebullición) se mantuvieron con cargas de fraccionador variantes al ajustar el gasto de circulación de bomba térmica dependiendo del servicio. De esta manera, el gasto de circulación mínimo para completamente condensar y evaporar el fluido a través del ciclo, fue empleado. El gasto de circulación de bomba térmica fue 2,393 kgmol/h para el fraccionador C4 y 1,615 kgmol/h para el fraccionador C6- La Tabla 26 muestra los gastos de circulación y las cargas térmicas para ambas torres.

Tabla 26 - Datos de Bomba Térmica Análogo al dimensionamiento de fraccionador para la operación por lotes, es conveniente el tener servicio C4 y C6 que requieran igual área superficial de cambiador de calor tanto en el condensador como el re-hervidor. La diferencia encargas térmicas es conveniente ya que entre más grandes sean las cargas térmicas del fraccionador C4 también están asociadas con mayor LMTD debido a las restricciones de temperatura impuestas por la operación C6. El área superficial de cambiador de calor requerida puede ser aproximada al calcular .UA, dadas las cargas térmicas y los enfoques de temperatura, para cada cambiador. Los resultados de cálculo se muestran en la Tabla 27.

LMTD Tabla 27 - Dimensionamiento de Cambiador de Calor Se nota que mientras que ninguno de los condensadores y los re-hervidores son una exacta correspondencia, la diferencia en UA entre la operación C4 y Ce se compensó al utilizar los diferentes números de carcasas de cambiadores de calor en serie. Para los cambiadores de agua de enfriamiento, el bucle de bomba térmica, los cambiadores de calor 213 y 218, la diferencia en cargas se balanceó al variar los gastos de flujo de agua de enfriamiento .

En este ejemplo, el consumo de energía de bomba térmica mínimo se logra de las siguientes maneras: • Con la restricción que el compresor y el expansor operan a presiones de descarga constantes durante el servicio C4 y C6, el trabajo mínimo del compresor se obtiene al seleccionar la presión de descarga de compresor más baja posible y la más alta posible presión de descarga de expansor. De esta manera, la menor cantidad de trabajo de compresor es revertida por el expansor. Para ajustar estos limites, las temperaturas de ebullición de n-butano se seleccionaron dentro del enfoque de temperatura mínimo (3 grados C) del condensador y re-hervidor.

El agua de enfriamiento se emplea en el cambiador de calor 218 para subenfriar a 38 grados C antes de que esta corriente entre al condensador. Este llevó al máximo la capacidad de enfriamiento adicional a bajo costo, de esta manera reduciendo el gasto de circulación requerido.

• El gasto de circulación mínimo se aseguró al utilizar sólo el calor latente de n-butano en ambas porciones de ciclo de bomba térmica. El calentamiento de enfriamiento a la región de calor sensible es menos eficiente en una base por masa, de esta manera requiriendo una superior velocidad de circulación. Además, sólo se retiró suficiente carga térmica en el cambiador de calor 213 (correspondiente a revertir el trabajo del compresor) para compensar la diferencia en las cargas de condensador y re-hervidor. La velocidad o gasto de circulación puede reducirse en servicio Cg para ajustar a las cargas de menor de cambiador.

Ejemplo 4 - Análisis de Consumo de Energía con y sin Bomba Térmica En este ejemplo, el consumo de energía se simula para los casos que utilizan y no utilizan una bomba térmica. Cuando no se utiliza bomba térmica, tanto el fraccionador C4/C6 como el despentenizador/fraccionador Ce tienen perfiles de temperatura que permiten el uso de agua de enfriamiento y vapor en el condensador y re-hervidor, respectivamente. En el caso de bomba térmica se consideró que ia energía eléctrica se requirió para desplazar el compresor de bomba térmica. En forma alterna, puede emplearse vapor con alta presión. La selección de servicios básicos del compresor depende de muchos factores, tales como costo, ubicación de la planta y disponibilidad y de esta manera habrá de considerarse una base caso-por-caso . El condensador y re-hervidor de la torre no requieren alimentación de energía adicional. Agua de enfriamiento puede emplearse en los cambiadores 113 y 118. Debido a que la bomba térmica se aplica sólo al fraccionador CVCe, los servicios básicos del despentenizador/fraccionador C6 número 2 estuvieron sin cambio en el caso convencional.

El análisis se resume en la Tabla 28. Los costos de energía se calculan y comparan por un año de operación por lotes con el proceso que opera en servicio C4 a 2,000 horas y en servicio C6 por 5,333 horas.

Tabla 28 - Resumen de Servicios Básicos Caso Convencional Servicio C4 (200 h) (Cargas en MW) Equipo Tipo · de Fraccionador C4 Servicio Básico Condensado Agua de 13.95 r Reenfriamien 11.48 hervidor to Vapor Equipo Tipo de Despentenizador servicio básico Condensado Agua de 2.03 r Reenfriamien 1.47 hervidor to Vapor Caso de bomba térmica Servicio C4 (200 h) (cargas en MW) Equipo Tipo de Fraccionador C4 servicio básico Compresor Eléctrico 1.60 Cambiador Agua de ' 0.12 de calor enfriamiento 113 Cambiador Agua de 3.81 de calor enfriamiento 118 Equipo Tipo de despentenizador servicio básico Condensado Agua de 2.03 r enfriamiento ReVapor 1.47 hervidor Tabla 28 (continúa) Caso Convencional Servicio C6 (Cargas en MW) (5333 h) Equipo Tipo de Fraccionador Ce Servicio Básico Condensado Agua de 9.75 r Reenfriamien 7.81 hervidor to Vapor Equipo Tipo de Fraccionador Cg servicio #2 básico Condensado. Agua de 2.65 r Reenfriamien 2.64 hervidor to Vapor Caso de bomba térmica Servicio C6 (cargas en MW) (5333 h) Equipo Tipo de Fraccionador C6 servicio básico Compresor Eléctrico 1.08 Cambiador Agua de 0.54 de calor enfriamiento 113 Cambiador Agua de 2.57 de calor enfriamiento 118 Equipo Tipo de Segundo servicio fraccionador C6 básico Condensado Agua de 2.65 r enfriamiento ReVapor 2.64 hervidor De la Tabla 28, los condensadores del fraccionador ntenizador emplearon 13.95 y 2.03 MW de carga de agua de enfriamiento, mientras que los dos fraccionadores utilizaron 9.42 y 2.65 MW, respectivamente. La carga de la torre de enfriamiento se valúa a $0.50/MBtu. Por un año de operación : CosfcoC4=(13.95+2.03)IW. lBtu ¦ $0¦ 50.2000ft .3600s=$54 , 500 1055J MBtu h CostoC6= (9. ? 5+2.65) MW. lBtu .$0'.50.5333 .3600s=$109, 800 1055J MBtu h Los rehervidores de todos excepto el despentenizador operaron a temperatura suficientemente baja para utilizar vapor de baja presión (345 kPa man./50 psig) , con valor de $2.80/ton métrica. De las tablas de vapor saturado, vapor a 345 kPa man (50 psig) tiene un calor latente de evaporación de 2121.6 kJ/kg.

CostoFrac. C4=ll¦ 45AW. lOOOJctV. $2.80 . lkg .2000/] .3600s=$109, 000 MW lOOOJcg 2121.6kJ h CostoFrac. C6=(7.81+2.64) MW.lOOOkW. $2.80 . lkg .5333A .3600s=$251 , 600 ' MW 1000¿g 2121.6kJ h El rehervidor de despentenizador operó a 178.8°C, requiriendo de esta manera vapor de presión media (1034 kPa man (150 psig)), que tiene una temperatura de saturación de 185.6°C. Vapor de presión media se valuó a $4.70/ton4 métrica y tiene un calor latente de evaporación de 1994.9 kJ/kg.

CostoDeC5=l.47Mlff.l000JW. $4.70 . lkg .2000 .3600s=$25, 000 MW 1000/cg 1997.9kJ h Costo de servicios básicos anuales totales cuando no se incluye bomba térmica fue $550,000. Para un sistema por lotes sin que la bomba térmica produzca 5 KTA de producto hexeno-1, el costo de servicios básicos es $0.1 10 por kilogramo de hexeno-1.

Cuando se incluye una bomba térmica en la simulación, el compresor de bomba térmica requiere 1.60 MW cuando se opera en el fraccionador C4 y 1.08 MW en el fraccionador C6- Los valores de energía se calcularon utilizando una eficiencia adiabática de 75%. Energía eléctrica se valuó a $0.02 por kW-h4.

Cos toC4=l .60MW. $0.02. lOOOkW.2000h=$64 , 1000 kWh MW CostoC6=l.08AW.$0.02.100QjcW.5333h=$115, 3000 kWh MW El agua de enfriamiento requerida es para E-l y E-2. Tomamos el mismo valor qµe en el caso convencional.

CostoC4=(0.12+3.81) W. lBtu . $0.50 ¦ 2000h .3600s=$13, 00 1055J MBtu h CostoC6= (0.54+2.57)MW. lBtu . $0.50 .5333ft¦ 3600s=$28 , 300 1Q55J MBtu h El costo de servicios básicos para el despentenizador/fraccionador C6, que permanece el mismo que el caso convencional, fue $122,900. Cuando se incluye con el fraccionador C4/C6, el costo de servicios básicos total para el caso de la bomba térmica fue $344, 100 por año, o $0,069 por kilogramo de producto hexeno-1.

Los cálculos de costo se reasumen a continuación en la Tabla 29. Se nota que el caso de bomba térmica generó ahorros del 61% del consumo de energía convencional y 37% del costo de energía. Los ahorros son $0,041 por kilogramo de producto hexeno-1.

Tabla 29 - Resumen de Servicios Básicos y Costo Sin bomba térmica Servicio C4 (2000h) Fraccionador C4 Equipo Tipo de Carga (MW) Costo anual servicio básico Condensador Agua de 13.95 $47, 611 enfriamien to Rehervidor Vapor 11.48 $109, 091 Total 25.43 $156,703 Despentenizador Equipo Tipo de Carga (MW) Costo Anual servicio básico Condensador Agua de 2.03 $6, 932 enfriamiento Rehervidor Vapor 1.47 $25, 002 Total 3.50 $31, 934 Carga Térmica Promedio 25.30 (MW) Costo %550, 033 ($0.110/kg Total hexeno-1 ) Bomba Térmica Servicio C4 (2000h) Fraccionador C4 Equipo Tipo de Carga (MW) Costo anual servicio básico Compresor Eléctrico 1.60 $64.067 E-l Agua de 0.12 $417 enfriamiento E-2 Agua de 3.81 $13, 005 enfriamiento Total 5.53 $77,^488 Despenteniz ador Equipo Tipo de Carga (MW) Costo anual servicio básico Condensador Agua de 2.03 $6, 932 enfriamiento Rehervidor Vapor 1.47 $25, 002 Total 3.50 $31, 934 Carga Térmic ;a Promedio 9.69 (M ) Costo Total $344, 077 Ahorros e ;n Carga 61.7% ($0.069/kg Térmica hexano-1 ) Ahorros en costo 37.4% ($0.069/kg hexano-1 ) Tabla 29 (continúa) Sin bomba térmica Servicio C6 (5ß33 h) Fraccionador C6 Equipo Tipo de Carga (MW) Costo anual servicio básico Condensador Agua de 9.75 $85,707 ' enfriamiento Rehervidor Vapor 7.81 $184, 684 Total 17.56 $270, 391 Fraccionador . C6 #2 Equipo Tipo de Carga (MW) Costo Anual servicio básico Condensador Agua de 2.65 $24, 064 enfriamiento Rehervidor Vapor 2.65 $66, 941 Total 5.29 $91, 005 Carga Térmica Promedio (MW) Costo Total Bomba Térmica Servicio C6 (5333 h) Fraccionador C6 Equipo Tipo de Carga .(MW) Costo anual servicio básico Compresor Eléctrico 1.08 $115, 311 E-l Agua de 0.54 $4, 939 enfriamiento E-2 Agua de 2.57 $23, 399 enfriamiento Total 4.19 $143, 650 Fraccionador C6 #2 Equipo Tipo de Carga (MW) Costo anual servicio básico Condensad Agua de 2.65 $24, 064 or enfriamiento Rehervido Vapor 2.64 $66, 941 r Total 5.29 $91, 005 Carga Térmica Promedio (MW) Costo Total Ahorros en Carga Térmica Ahorros en costo Por un año de operación en campaña produciendo 5 KTA de hexeno-1, el consumo de energía y los costos de los dos casos con y sin la bomba térmica, se comparan en la Tabla 30. La inclusión de la bomba térmica ahorra 61% de la carga total y 37% del costo de servicios básicos del caso convencional .

Tabla 30 - Resumen de Servicios Básicos Continuación Tabla 30 1 En resumen, el proceso de campaña es diferente del proceso continuo, de la técnica previa de las siguientes maneras : 1. El sistema de reactor de isomerización/ fraccionador C4 y C6 se diseña como una sola unidad. El sistema se opera por un periodo de tiempo como un sistema de isomerización/fraccionación C4 y durante otro periodo de tiempo como un sistema de fraccionación/isomerización C6. 2. Con el procesamiento en campaña, el sistema de reactor de isomerización/fraccionador combinado es compartido. Un tanque de almacenamiento intermedio se requiere para permitir este tipo de operación. En · el sistema por lotes, el reactor fraccionador/de isomerización opera primero el servicio C4 para producir buteno-1. Este buteno-1 puede pasar al producto buteno-1, continuar autometátesis o ambos. El efluente de autometátesis produce ligeros para recuperación, una corriente de reciclado de olefinas C4/C5 y hexeno-3 para llenar un tanque de almacenamiento. El reactor de isomerización/fraccionador después se convierte al servicio C6 para producir hexeno-1. 3. La tercera modificación, en ciertas modalidades, es la inclusión de la bomba térmica de bucle cerrado con la composición de fluido de transferencia térmica operativo dispuesta para corresponder tanto a las operaciones C4 y C6. Utilizando el mismo sistema de bucle cerrado para dos sistemas de números de carbonos diferentes es único. Al operar en el modo de campaña, las características de ahorro de servicios básicos del intercambio cruzado entre los súper fraccionadores de buteno y hexeno no están disponibles. Esto resultará en superiores servicios básicos por unidad de producto hexeno-1 en comparación con el proceso continuo mejorado. Para compensar los costos de servicios básicos agregados, una corriente de transferencia térmica en circulación se comprime y expande en forma alterna para ajustar su punto de ebullición dentro del intervalo de temperatura del rehervidor y condensador. La bomba térmica de bucle cerrado se utiliza estos cambiadores en lugar de los servicios básicos convencionales. Gastos de flujo y tiempos de operación se manipulan de manera tal que el diseño de la combinación de reactor de isomerización/fraccionador y la bomba térmica sea susceptible tanto para servicio C4 como C6 para utilizar con el sistema por lotes. 4. A fin de reducir adicionalmente los costos de capital, el despentanizador se utiliza como una columna de destilación para purificación de hexeno-1. La carga de fraccionación requerida para producir buteno-1 de alta pureza es menor que la requerida para producir hexeno-1 (a partir de sus isómeros respectivos) . De esta manera, una torre diseñada para ambos servicios debe ser "sobredimensionada" para servicio de buteno para permitir el servicio de hexeno. Sin embargo, durante la operación de · hexeno-1, la torre despentanizadora no está en servicio en ciertas modalidades. De esta manera, la capacidad de fraccionación de esta torre puede emplearse para proporcionar la capacidad de fraccionación adicional para la purificación de hexeno-1 permitiendo de esta manera que el fraccionador principal se dimensione para servicio de buteno' resultando en ahorros adicionales de capital.

Los procesos de campaña aquí descritos proporcionan beneficios frente al proceso continuo convencional, en tres formas.- Primera, el equipo compartido del proceso de campaña reduce el costo de capital total en oposición a requerir equipo dedicado para servicio C4 y Q. Mientras que la adición de la bomba térmica contribuye con costo al propio proceso de campaña, su uso resulta en una reducción en costos de servicios básicos. En segundo, la naturaleza de campaña del proceso y la flexibilidad para variar los tiempos dé operación para cada uso de la tecnología de isomerización, permite variación en la producción de buteno-1 y/o hexeno-1 dependiendo de las condiciones cambiantes del mercado. En tercero, la bomba térmica atiende el' aumento en consumo de energía incurrido por el reciclado del efluente de isomerización, afectando un costo de servicios básicos comparable con el de un proceso de menor rendimiento que se priva del sistema de isomerización.

Se apreciará que las diversas características y funciones anteriormente discutidas y otras, o sus alternativas, pueden combinarse en forma conveniente en muchos otros sistemas y aplicaciones diferentes. Además, se nota que las alternativas, modificaciones, variaciones o mejoras actualmente no previstas o no anticipadas pueden realizarse subsecuentemente por aquellos con destreza en la técnica que también se pretenden abarcadas por las siguientes reivindicaciones .

Claims

REIVINDICACIONES

1. Un proceso para producir una alfa olefina, caracterizado porque comprende: obtener una corriente de alimentación que comprende una olefina interna que tiene un primer número de carbonos y una alfa olefina que tiene un primer número de carbonos, isomerizar la corriente de alimentación en un primer reactor de isomerización para incrementar la cantidad de la alfa olefina que tiene el primer 'número de carbonos, formando un primer efluente de isomerización, fraccionar el primer efluente de isomerización en un primer fraccionador para obtener una corriente de fondos que comprende la olefina interna que tiene el primer número de carbonos y una corriente de productos de cabeza que comprende la alfa olefina con el primer número de carbonos, someter la corriente de productos de cabeza a metátesis catalítica en un reactor de metátesis, bajo condiciones y en la presencia de un primer catalizador de metátesis para producir un efluente de olefinas mixtas que comprende una olefina interna con un segundo número de carbonos y otros hidrocarburos, fraccionar el efluente de olefinas mixtas en un segundo fraccionador para retirar cuando menos una porción de los otros hidrocarburos y obtener un intermediario de olefinas internas, preparar el primer reactor de isomerización para recibir el intermediario de olefinas internas, isomerizar el intermediario de olefinas internas en el primer reactor de isomerización preparado para formar un segundo efluente de isomerización que comprende una cantidad incrementada de alpha olefinas que tienen el segundo número de carbono, preparar el primer fraccionador para recibir el segundo efluente de isomerización, y fraccionar el segundo efluente de isomerización en el primer fraccionador preparado para separar la alfa olefina que tiene el segundo número de carbonos de la olefina interna que tiene el segundo número de carbonos .

2. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque además comprende reciclar al menos una porción de la corriente de fondos del primer fraccionador al primer reactor de isomerización.

3. El proceso de conformidad con la reivindicación 1 o 2, caracterizado porque las olefinas que tienen un primer número de carbonos se eligen del grupo que consiste de olefinas C a C6-

4. El proceso de conformidad con la reivindicación 1 o 2, caracterizado porque las olefinas se tienen un primer número de carbonos son olefinas C y las olefinas que tienen un segundo número de carbonos son olefinas .

5. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 4 5, caracterizado porque además comprende utilizar el segundo fraccionador o un tercer fraccionador para fraccionar el segundo efluente de isomerización .

6. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 5, caracterizado porque una porción de la alfa olefina que tiene un primer número de carbonos se retira del primer fraccionador como un producto.

7. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 6, caracterizado porque el efluente de olefinas mixtas comprende hidrocarburos que tienen un primer número de carbonos y el proceso además comprende separar los hidrocarburos que tienen el primer número de carbonos del efluente de olefinas mixtas y reciclar 'los hidrocarburos separados al reactor de metátesis.

8. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 7, caracterizado porque el primer fraccionador y/o el segundo fraccionador emplean una bomba térmica de bucle cerrado que proporciona intercambio térmico entre un condensador de efluente y un rehervidor de fondos.

9. El proceso de conformidad con la reivindicación 8, caracterizado porque preparar el primer fraccionador para recibir el segundo efluente de isomerización incluye ajusfar las condiciones de operación de bomba térmica.

10. El proceso de conformidad con la reivindicación 8 o 9, caracterizado porque la bomba térmica de bucle cerrado utiliza como fluido de trabajo un hidrocarburo o mezcla de hidrocarburos, de manera tal que el punto de ebullición de ese hidrocarburo o mezcla, cae entre el punto de ebullición del primer número de carbonos y el segundo número de carbonos.

11. El proceso de conformidad con la reivindicación 10, caracterizado porque el fluido de trabajo es n-butano y la alfa olefina del primer número de carbonos es buteno-1 y la alfa olefina del segundo número de carbonos es hexeno-1.

12. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 8 a 11, caracterizado porque la bomba térmica además" incluye un evaporador.

13. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 12, caracterizado porque los otros hidrocarburos producidos en metátesis incluyen etileno y/o propileno, y fraccionar el efluente de olefinas mixtas incluye retirar al menos una porción del étileno y/o propileno como producto.

14. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 12, caracterizado porque los otros hidrocarburos producidos en metátesis incluyen etileno, además comprende reaccionar el etileno con butenos en la presencia de un segundo catalizador de. metátesis para producir propileno.

15. El . proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 14, caracterizado porque el efluente de olefinas mixtas comprende penteno-2, además comprende reaccionar el penteno-2 con buteno-2 para formar propileno y hexeno-3.

16. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 15, · caracterizado porque además comprende almacenar el intermediario de olefina interna en un primer tanque de almacenamiento durante preparación del primer reactor de isomerización y el primer fraccionador y después transportar el intermediario de olefina interna del primer tanque de almacenamiento al primer reactor de isomerización después de preparación.

1 . El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 16, caracterizado porque además comprende almacenar la corriente de fondos que comprende la olefina interna que tiene el primer número de carbono en un segundo tanque de almacenamiento durante la preparación del primer reactor de isomerización y el primer fraccionador y después transportar el intermediario de olefina interna del segundo primer tanque de almacenamiento al reactor de metátesis después de preparación.

18. Un proceso para producir hexeno-1, caracterizado porque comprende: obtener una alimentación C4 que contiene buteno-1 y buteno-2, isomerizar buteno-2 y buteno-1 en un primer reactor de isomerización, formando un primer efluente de reactor de isomerización, fraccionar el primer efluente de reactor de isomerización en un primer fraccionador para formar una corriente de productos de cabeza que comprende buteno-1 y una corriente de fondos que comprende buteno-2, someter al menos una porción de productos de cabeza a metátesis catalítica en un primer reactor de metátesis, bajo condiciones y en la presencia de un primer catalizador de metátesis, para producir un efluente de olefinas mixtas que comprende etileno y hexeno-3, fraccionar el efluente de olefinas mixtas en un segundo fraccionador para formar una corriente de hexenos que comprende hexeno-3 y una corriente de productos de cabeza que comprende etileno, preparar el primer reactor de isomerización para recibir la corriente de hexenos, isomerizar la corriente de hexenos para formar un segundo efluente de isomerización, que comprende hexeno-1 y hexeno-2 y el restante hexeno-3, preparar el primer fraccionador para recibir el segundo efluente de isomerización, y fraccionar el segundo efluente de isomerización en el fraccionador preparado para obtener una corriente de hexeno-1.

19. El proceso de conformidad con la reivindicación 18, caracterizado porque la alimentación C4 se obtiene de una reacción que involucra metanol o un proceso de oligomerización de etileno.

20. El proceso de conformidad con la reivindicación 18 o 19, caracterizado porque además comprende retirar al menos una porción del buteno-1 de la corriente de productos de cabeza del primer fraccionador como producto buteno-1.

21. El proceso de conformidad, la reivindicación 18 ó 19, caracterizado porque además comprende reaccionar el producto buteno-1 con penteno-2 en la presencia de un segundo catalizador de metátesis para producir propileno y hexeno-3.

22. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 18 a 21, caracterizado porque además comprende reaccionar al menos una porción de buteno-2 en la corriente de fondos del primer fraccionador, con etileno en la presencia de un segundo catalizador de metátesis para producir propileno.

23. El proceso de conformidad con cualquiera de la reivindicación de 18 a 22, caracterizado porque además comprende reciclar al menos una porción de la corriente de fondos al primer reactor de isomerización .

24. Un sistema para producir una alfa olefina, caracterizado porque comprende: un primer reactor de isomerización configurado para isomerizar un primer lote de una olefina que tiene un primer número de carbonos para formar un primer efluente de reactor de isomerización y subsecuentemente procesar un segundo lote de una olefina que tiene un segundo número de carbonos para formar un segundo efluente de reactor de isomerización, un reactor de metátesis lie ubicado corriente abajo del primer reactor de isomerización, el reactor de metátesis se configura para desproporcionar el primer efluente de reactor de isomerización, para formar un producto de reacción de metátesis, un primer fraccionador colocado corriente abajo del reactor de isomerización y configurado para fraccionar en forma separada el primer y segundo efluentes de reactor de isomerización, un segundo fraccionador ubicado corriente abajo del reactor de metátesis para retirar hidrocarburos ligeros del producto de reacción de metátesis, un tanque de almacenamiento colocado corriente abajo del primer o segundo fraccionadores , y una linea de salida del tanque de almacenamiento que conecta el tanque de almacenamiento con una entrada del primer reactor de isomerización y/o a la entrada del reactor de metátesis.

25. El sistema de conformidad con la reivindicación 24, caracterizado porque el primer fraccionador incluye dos columnas de fraccionación separadas.

26. El sistema de conformidad con la reivindicación 24 o 25, caracterizado porque el segundo fraccionador se configura para también proporcionar capacidad de fraccionación adicional para fraccionar el segundo efluente del reactor de isomerización.

27. El sistema de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 24 a 26, caracterizado porque el primer fraccionador y/o el segundo fraccionador son parte de un subsistema de fraccionación que incluye un condensador y un rehervidor, y el condensador y el rehervidor forman una bomba térmica.

28. El sistema de conformidad con la reivindicación 27, caracterizado porque la bomba térmica además incluye un evaporador asociado con el fraccionador .