MX2011008981A - Metodo para proporcionar calor para la conversion quimica y un proceso y sistema que emplea el metodo para la produccion de olefinas. - Google Patents

Abstract

Se emplea de manera ventajosa un método y sistema para proporcionar calor a un proceso de conversión química, en la producción de una olefina mediante la deshidrogenación catalítica de un hidrocarburo correspondiente. El proceso de deshidrogenación catalítica emplea un vapor diluyente que opera a una relación de vapor a petróleo que puede ser de 1.0 o menor, y a una temperatura del horno del recalentador de vapor relativamente baja. El proceso y el sistema se emplean de manera ventajosa para la producción de estireno mediante la deshidrogenación catalítica del etilbenceno.

Description

MÉTODO PARA PROPORCIONAR CALOR PARA LA CONVERSIÓN QUÍMICA Y UN PROCESO Y SISTEMA QUE EMPLEA EL MÉTODO PARA LA PRODUCCIÓN DE OLEFINAS ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN 1. Campo de la invención La presente invención se relaciona con un método para suministrar calor sensible a un proceso de conversión química, y particularmente, a un proceso y sistema para la producción de una olefina, más particularmente, con un proceso y sistema para la producción de estireno por medio de la deshidrogenación del etilbenceno. 2 . Descripción de la técnica relacionada La producción de estireno mediante la deshidrogenación catalítica del etilbenceno es bien conocida en la técnica. Típicamente, una alimentación que contiene vapor y etilbenceno, se pone en contacto con un catalizador en un reactor, a una temperatura de entrada de aproximadamente 600 aC a aproximadamente 650 QC, para efectuar la conversión. El vapor se calienta a una temperatura predeterminada en un recalentador de vapor. El vapor suministra al menos algo del calor necesario para la reacción y, como un diluyente, reduce la presión parcial del estireno y el hidrógeno, desplazando por lo tanto el equilibrio de la reacción hacia la producción del estireno.

La Patente de los Estados Unidos No. 4,628,136, de Sardina, describe un proceso de deshidrogenación para la producción de estireno a partir del etilbenceno en la presencia de vapor. El etilbenceno y el agua forman una mezcla azeotrópica que ebulle a una temperatura menor que el etilbenceno o el agua. La mayoría de la alimentación del etilbenceno/agua se vaporiza condensando el vapor de la parte superior del sistema divisor de etilbenceno/estireno . Esta característica ahorra energía, puesto que se necesita utilizar menos vapor para evaporar la corriente de alimentación, y se requiere menos agua de enfriamiento para condensar el vapor de la parte superior del divisor de etilbenceno/estireno.

La relación en masa del vapor a petróleo, es decir, la relación de vapor a etilbenceno contenido en una corriente de alimentación ("petróleo") en una base en peso, es un factor importante en la deshidrogenación del etilbenceno. En el pasado, las plantas de producción de estireno operaban a relaciones en peso totales de vapor/petróleo de 1.3 a 1.7. Los catalizadores mejorados han permitido que el proceso opere a relaciones en peso de vapor/petróleo de aproximadamente 1.0, con reducciones aceptables en el rendimiento o la conversión del etilbenceno.

Para suministrar la cantidad apropiada de calor al sistema a una relación en peso total de vapor/petróleo de 1.0 o menor, la temperatura a la salida del recalentador de vapor tendría que haberse incrementado a 9502C o incluso mayor. Sin embargo, las temperaturas del recalentador por encima de 927 aC, requieren el uso de metalurgia especial y costosa. Sería ventajoso tener un sistema que opere tanto a relaciones de vapor/petróleo bajas como a temperaturas menores.

RESUMEN DE LA INVENCIÓN En una modalidad de la presente invención, se proporciona un método en la presente para proporcionar calor a una corriente de proceso de conversión química que contiene al menos un reactivo químico. El método incluye los pasos de (a) recalentar un fluido de transferencia de calor; (b) transferir el calor del fluido de transferencia de calor recalentado a la corriente del proceso; (c) dividir al menos algo del fluido de transferencia de calor en una primera porción y una segunda porción; (d) presurizar la primera porción del fluido de transferencia de calor; (e) reciclar la primera porción presurizada del fluido de transferencia de calor a un paso de recalentamiento (a) ; y, (f) introducir la segunda porción del fluido de transferencia de calor a la corriente de proceso.

En otra modalidad, se proporciona un proceso en la presente para la producción de una olefina, mediante la deshidrogenación catalítica de una corriente de alimentación que contiene un hidrocarburo que tiene al menos una porción de la molécula capaz de someterse a la deshidrogenación, tal como, por ejemplo, compuestos de alquilo (por ejemplo, etano, propano, butano, etc.), y compuestos alquilaromáticos (por e emplo, etilbenceno, n-propilbenceno, cermeño, etc) . El proceso comprende transferir calor de un vapor recalentado, que puede ya haberse calentado mediante intercambio de calor indirecto, a una corriente de proceso que contiene vapor diluyente y el hidrocarburo capaz de ser deshidrogenado, el calor adicional del vapor recalentado es suficiente para efectuar la deshidrogenación catalítica de al menos una porción del hidrocarburo capaz de ser deshidrogenado en una zona de reacción, en donde después de transferir el calor, el vapor recalentado se vuelve vapor agotado. El vapor agotado se divide en dos corrientes: un vapor reciclado y un vapor de proceso. El vapor reciclado se presuriza a través del uso de un termocompresor . Se combina a continuación con el vapor móvil, y se calienta a una temperatura predeterminada en el recalentador de vapor. El vapor de proceso se recalienta para generar vapor recalentado y se combina con la corriente de alimentación, que contiene el hidrocarburo capaz de ser deshidrogenado, antes de entrar al reactor de deshidrogenación. El resultado neto es más vapor recalentado disponible para la transferencia de calor, en comparación con el vapor requerido para satisfacer la relación de vapor/petróleo en el reactor.

También se proporciona un sistema para la producción de estireno mediante la deshidrogenación catalítica del etilbenceno.

El proceso y el sistema descritos en la presente, de manera ventajosa, pueden operarse a una relación de vapor/petróleo de 1.0 o menor, mientras que requiere una temperatura de vapor recalentado suficientemente baja para evitar la necesidad de metalurgia especializada para el horno del recalentador de vapor y las líneas de transferencia (es decir, las conexiones de tubería para transferir el vapor recalentado del horno del recalentador de vapor a los intercambiadores de calor y los reactores, y nuevamente al recalentador de vapor) . Este esquema también podría utilizarse con relaciones en masa de vapor/petróleo más altas.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS Se describen varias modalidades a continuación con relación a los dibujos, en donde: La Figura 1 es un diagrama de flujo esquemático de un método para suministrar calor sensible a una corriente de proceso de un proceso de conversión química; La Figura 2 es un diagrama de flujo esquemático de un sistema y proceso para la producción de estireno a partir de etilbenceno; y, La Figura 2A es un diagrama de flujo esquemático de una modalidad alterna del sistema y el proceso para la producción de estireno a partir de etilbenceno.

La Figura 3 es un diagrama de flujo esquemático que ilustra la evaporación de la alimentación mediante el uso del sistema condensador de un divisor de EB/SM.

DESCRIPCIÓN DETALLADA DE LAS MODALIDADES PREFERIDAS Refiriéndose a la Figura 1, se ilustra un método para proporcionar calor sensible a una corriente de proceso de un proceso de conversión química. El método emplea un fluido de transferencia de calor. El fluido de transferencia de calor preferido para el proceso de conversión química descrito en la presente es vapor.

La corriente del fluido- de transferencia de calor 11 se recalienta en un paso de recalentamiento 12, para producir un fluido de transferencia de calor recalentado 13. El calor se transfiere a continuación, a un paso de transferencia de .calor 14 del fluido de transferencia de calor recalentado a la corriente del proceso de un proceso de conversión química, que contiene uno o más reactivos químicos. El efluente del paso de transferencia de calor 14 es una corriente del fluido de transferencia de calor agotado 15.

Opcionalmente, una porción 16 de la corriente del fluido de transferencia de calor agotado 15, puede extraerse y enviarse a otros procesos. También opcionalmente, una porción 17 de la corriente del fluido de transferencia de calor agotado 15 puede extraerse y reciclarse al paso de recalentamiento 12 , vía un paso de incremento de la presión convencional (no ilustrado). El método 10, como se expone en la Figura 1, incluye una sección expuesta N que incluye el paso de recalentamiento 12 y el paso de transferencia de calor 14. Sin embargo, en otras modalidades, el método de la presente invención puede incluir más de una sección expuesta N incorporada de cualquier manera conocida en la técnica. Brevemente, el método 10 puede incluir múltiples pasos de recalentamiento 12 y pasos de transferencia de calor 14. Los pasos 12 y 14 pueden repetirse en las mismas o diferentes unidades del equipo. De manera alterna, el método 10 puede realizarse sin la sección expuesta N.

Al menos una porción de la corriente del fluido de transferencia de calor agotado 15 se divide en un paso de división 18 en una primera porción 19 y una segunda porción 22. La primera porción 19 se envía a un paso 20, en el cual la corriente del fluido de transferencia de calor se presuriza. El paso de presurización puede realizarse mediante un compresor mecánico o mediante cualquier otro medio conocido en la técnica. Un compresor preferido es un termocompresor que utiliza un fluido de compresión. Por ejemplo, un vapor de compresión a alta presión se introduce en el termocompresor para presurizar la primera porción 19 del vapor de transferencia de calor gastado 15, que está a una presión relativamente menor. El vapor comprimido 21 (que incluye el vapor introducido como vapor agotado y el vapor introducido como vapor de compresión) , se recicla a continuación, y se recalienta en el paso de recalentamiento 12. La cantidad del vapor de compresión se ajusta para constituir el vapor extraído del sistema.

La segunda porción 22 del fluido de transferencia de calor gastado 15 se introduce en la corriente de proceso C del proceso de conversión química. Opcionalmente, la segunda porción 22 del fluido de transferencia de calor puede recalentarse en un segundo paso de recalentamiento 23. El método descrito en la presente, se emplea de manera ventajosa en un proceso de deshidrogenación como se describe a continuación.

El presente proceso de deshidrogenación se relaciona con la producción de un hidrocarburo olefínico por medio de la deshidrogenación de un hidrocarburo correspondiente. El vapor se utiliza como un diluyente, y proporciona la fuente de parte del calor para la reacción de deshidrogenación, que es endotérmica. De manera preferida, se utilizan dos reactores. Los reactores pueden, de manera alterna, ser reactores de flujo axial o de flujo radial o de flujo en paralelo. Tales reactores son conocidos en la técnica.

Aunque el proceso y el sistema de la presente pueden utilizarse para cualquier proceso de deshidrogenación que emplee vapor como un diluyente y un medio de transferencia de calor, la tecnología descrita en la presente es particularmente ventajosa para la producción de estireno a partir de etilbenceno, y se ilustra en la presente para la producción de estireno. Otros procesos en los cuales la presente invención puede emplearse, incluye la producción de vinil tolueno a partir de etil tolueno, la deshidrogenación de propano a propileno, y la deshidrogenación de butano a compuestos de C4, tales como 1-buteno, 2-buteno o butadieno.

Se entiende que cierto equipo, tal como las válvulas, tubería, indicadores y controles, y lo similar, se han omitido de los dibujos para facilitar la descripción del mismo, y que la colocación apropiada de tal equipo se considera dentro del alcance de alguien con experiencia en la técnica.

Refiriéndose ahora a la Figura 2, la alimentación F para el sistema de deshidrogenación 100, incluye etilbenceno y vapor primario. La relación de vapor a petróleo ("S/0") de la alimentación no es más de aproximadamente 1.0, de manera preferida de aproximadamente 0.45 a 0.55, de manera más preferida de aproximadamente 0.49 a aproximadamente 0.51 para una alimentación de composición azeotrópica.

La ventaja de tener una alimentación en la composición azeotrópica, es que el azeótropo heterogéneo de etilbenceno-agua ebulle a aproximadamente 92 SC a una presión de operación típica de 693 mm Hg absolutos, que es menor que el punto de ebullición del agua o del etilbenceno a esa presión. Por lo tanto, la evaporación de la alimentación se facilita. La evaporación de la alimentación puede lograrse mediante la transferencia de calor del sistema de condensación del divisor de etilbenceno/monómero de estireno ("divisor de EB/SM") .

Refiriéndose ahora a la Figura 3, el divisor de ÉB/S D-l es una columna de destilación convencional, en la cual el producto de estireno crudo P del sistema de deshidrogenación 100 se separa en una corriente SM, que es rica en el monómero de estireno, y una corriente superior de etilbenceno EB, componentes más ligeros, y una baja concentración de SM. La corriente superior se condensa parcialmente en el condensador C-l utilizando una mezcla de alimentación de etilbenceno/agua como el refrigerante, transfiriendo por lo tanto calor a, y evaporando la alimentación F. El componente de agua de la alimentación puede ser de cualquier fuente adecuada, tal como agua de proceso. La corriente inferior se separa en una corriente de reciclado a través del rehervidor H-5, y una corriente del producto SM rica en el monómero de estireno. Puede haber condensadores adicionales para rechazar algo del calor. Por ejemplo, el calor puede rechazarse a agua de enfriamiento.

Refiriéndose nuevamente a la Figura 2, la alimentación F, que , surge del condensador C-l a aproximadamente 922C, fluye a través de la línea 101 al intercambiador del efluente de alimentación E-l, en donde la alimentación se calienta de aproximadamente 5002C a aproximadamente 5602C, y fluye a través de la línea 103, en donde se une con la corriente 130 del vapor recalentado. La corriente 130 está a una temperatura de aproximadamente 800 aC a aproximadamente 860eC, y se mezcla en tal proporción con la alimentación F, para proporcionar una corriente del proceso del reactivo 102 al reactor R-l, que tiene una temperatura de aproximadamente 600 fiC a aproximadamente 620aC, en donde el catalizador está al inicio de la corrida. El reactor R-l incluye un intercambiador de calor H-3 asociado con el mismo, en donde el calor se transfiere de la corriente 126 del vapor recalentado, que está a una temperatura de aproximadamente 800SC a aproximadamente 920eC, a la corriente de reactivo 102. El intercambiador de calor H-3 es de manera preferida un intercambiador de calor a contracorriente, y puede estar dentro del recipiente de reacción R-1 o en el exterior del recipiente de reacción R-1 (no mostrado) . Se proporciona suficiente calor para que la corriente de proceso 102 efectúe la deshidrogenacion del componente de etilbenceno. Típicamente, la deshidrogenacion del etilbenceno se realiza a una temperatura de entrada de aproximadamente 6102C a aproximadamente 6502C, aunque las temperaturas fuera de este intervalo también pueden ser adecuadas. Debido a la adición de vapor a la alimentación, la reacción de deshidrogenacion puede tener lugar en una relación S/O que varía de aproximadamente 0.8 a aproximadamente 1.7, de manera preferida no más de 1.15, de manera más preferida a 0.90 o menos. El reactor R-1 puede ser un reactor de un solo lecho o con múltiples lechos. De manera preferida, el reactor R-1 es un reactor de flujo radial convencional, aunque los reactores de flujo paralelo o los reactores de flujo axial pueden utilizarse de manera alterna. Una cantidad catalíticamente efectiva de un catalizador convencional, tal como uno basado en óxido de hierro, puede emplearse en el reactor R-1. Los catalizadores adecuados son conocidos por aquellos con experiencia en la técnica.

La corriente de proceso calentada 104 surge del intercambiador de calor H-3 , de manera preferida a una temperatura de aproximadamente 6102C a aproximadamente 650aC. Al menos algo del componente de etilbenceno de la alimentación, se somete a la deshidrogenación en el reactor R-l, para producir estireno e hidrógeno. El flujo 106 del reactor R-l, que contiene algo de estireno, surge a„ una temperatura de aproximadamente 550 aC a aproximadamente 580aC, y se introduce en un segundo reactor R-2, del mismo tipo que el reactor R-l. La corriente de proceso 106 se pasa a través del intercambiador de calor H-4, en donde se calienta por la corriente de vapor recalentado 118 a una temperatura de reacción de aproximadamente 610 SC a aproximadamente 6502C. La corriente de proceso calentada 108 se somete a una reacción adicional. La corriente del efluente 109 del segundo reactor R-2 se utiliza para precalentar la alimentación F en un intercambiador del efluente de alimentación E-l. El producto P del intercambiador del efluente de alimentación E-l contiene estireno crudo y algo de etilbenceno sin reaccionar con algunos componentes más ligeros (por ejemplo, hidrógeno) , y se enfria y condensa parcialmente y el líquido se envía a continuación al divisor de EB/SM D-l (Figura 3) .para la purificación adicional.

El vapor principal S se introduce en el sistema a través de la línea 110 para compensar la diferencia entre la cantidad de vapor requerida para satisfacer la relación S/O total y la cantidad de vapor evaporado en el condensador C-l del divisor de EB/SM D-l. El vapor principal S está inicialmente a una temperatura de aproximadamente 170flC a aproximadamente 1902C, y una presión de aproximadamente 9.512 (150) a aproximadamente 10.215 kg£/cm2 (160 psia) . La válvula 50 controla la entrada del vapor. El vapor se pasa a través de una zona de calentamiento, tal como una espira convectiva 112 colocada en la sección de convección H-2 del recalentador de vapor H-l, y el vapor principal surge de la espira convectiva 112 hacia la línea 114 a una temperatura de aproximadamente 540aC a 5609C, y una presión de aproximadamente 8.106 kgt/cm2 (130 psia) a aproximadamente 8.809 kg£/cm2 (140 psia). El vapor principal se envía a continuación a un termocompresor T-l y se utiliza como el vapor de compresión. El termocompresor T-l es un compresor de chorro de vapor que opera a una relación de compresión de aproximadamente 1.0 a aproximadamente 2.5, de manera preferida de aproximadamente 1.6 a aproximadamente 1.8, y que eleva un vapor de baja presión a alta presión. Los termocompresores son conocidos y los termocompresores adecuados para utilizarse en el sistema de la presente invención, están comercialmente disponibles de varios proveedores, tales como, por ejemplo, Fox Valve Development Corp., de Dover, New Jersey y Artisan Industries Inc., de altham, Massachusetts .

El vapor de baja presión se lleva vía la línea 122 a aproximadamente 0.372 a 0.724 kg£/cm2 (20 a 25 psia) y a una temperatura de aproximadamente 5702C a aproximadamente 5902C. El flujo 116 del termocompresor T-1 está a una temperatura de aproximadamente 550eC a aproximadamente 570aC, y a una presión de aproximadamente 1.778 kgf/cm2 (40 psia) a aproximadamente 2.481 kg£/cm2 (50 psia). El vapor se introduce a continuación, en una de tres secciones del recalentador de vapor H-1 a través de la espira radiante 117.

El recalentador de vapor H-1 puede ser un horno eléctrico b un horno que quema gas y/o combustibles líquidos, para calentar el vapor a alta presión a una temperatura recalentada suficiente para proporcionar suficiente calor para la reacción de deshidrogenación . Una ventaja del sistema 100 descrito en la presente, es que el recalentador de vapor H-1 puede operarse para proporcionar un efluente que tiene una temperatura de no más de aproximadamente 9272C, y de manera preferida menos de 9002C, de manera más preferida menos de 890 C. La operación del recalentador de vapor a tales temperaturas, evita la necesidad de utilizar aleaciones especiales costosas para la construcción del recalentador H-1, que se requerirían para las temperaturas por encima de 927fiC.

El recalentador H-1 se divide de manera preferida en tres secciones, para acomodar tres espiras tubulares en el área radiante del recalentador.

La corriente de flujo 118 del recalentador porta vapor a una temperatura de aproximadamente 850SC a aproximadamente 9002C, y a una presión de aproximadamente 0.724 kg£/cm2 (25 psia) a aproximadamente 1.427 kg£/cm2 (35 psia) para el intercambiador de calor H-4 en el reactor R-2, transfiriendo por lo tanto calor a la corriente de reactivo 106, que es el flujo del reactor R-1. La corriente 120, que es el flujo del vapor del intercambiador de calor H-4, está a una temperatura de aproximadamente 570aC a aproximadamente 600SC, y a una presión de aproximadamente 0.653 kg£/cm2 (24 psia) a 0.935 kg£/cm2 (28 psia). Una primera porción de la corriente 120, es decir, la corriente 122, se recicla nuevamente al termocompresor T-l, y una segunda porción de la corriente 120, es decir, la corriente 124, fluye nuevamente a la espira radiante 125 del recalentador de vapor H-l. La porción del vapor que fluye a través de la línea 124, se calienta en la espira radiante 125 y surge vía la línea 126 a una temperatura de aproximadamente 840aC a aproximadamente 860SC. El vapor se lleva a continuación al intercambiador de calor H-3 asociado con el reactor R-1, en donde transfiere el calor a la corriente de reactivo 102.

El vapor surge del intercambiador de calor H-3 a una temperatura de aproximadamente 6202C a aproximadamente 640fiC, y es portado vía la línea 128 nuevamente al recalentador de vapor H-l, en donde pasa a través de la espira radiante 129 y surge vía la línea 130 como vapor recalentado, a una temperatura de aproximadamente 8409C a aproximadamente 860aC, y a una presión de aproximadamente -0.189 kgt/cm2 (12 psia) a aproximadamente 0.021 kg£/cm2 (15 psia) . El vapor que fluye a través de la línea 130 se mezcla por lo tanto con -la alimentación evaporada F de la línea 103 y la corriente combinada 102 se pasa a través del intercambiador de calor H-3 y se introduce en el reactor R-1.

Refiriéndose a la Figura 2A, se ilustra un proceso alterno 100A que es similar al proceso 100, con las siguientes excepciones: las corrientes 124, 126 y 128 se excluyen; no hay calentador H-3 asociado con el reactor R-1; la corriente 130 se introduce en R-1 directamente; la corriente 128 se divide de la corriente 120.

De manera más específica, la corriente de alimentación F, que contiene la mezcla azeotropica evaporada de etilbenceno y agua, se evapora en el divisor de EB/SM D-l de la manera previamente descrita. La corriente de alimentación evaporada y calentada se envía vía la línea 103 y se combina con la corriente de vapor recalentado para proporcionar una corriente de fluido 102. Esta corriente entra a una primera zona de reacción en el reactor R-1, en donde entra en contacto con un catalizador de deshidrogenación y se somete a una primera etapa de conversión para producir al menos algo de estireno. El efluente 106 surge del reactor R-l, y se calienta en el intercambiador de calor a contracorriente H-4 y entra a una segunda zona de reacción en el reactor R-2. La corriente del fluido se pone en contacto con el catalizador de deshidrogenación y se somete a una segunda etapa de conversión para producir una corriente 108 que contiene estireno, que sales del reactor vía la salida 109. La corriente de efluente 109 se utiliza para precalentar la corriente de alimentación F en el intercambiador del efluente de alimentación E-l.' La corriente de efluente 109 del segundo reactor R-2 se utiliza para precalentar la alimentación F en un intercambiador del efluente de alimentación E-l. El producto P del intercambiador del efluente de la alimentación E-l contiene estireno crudo y algo de etilbenceno sin reaccionar con algunos componentes más ligeros (por ejemplo, hidrógeno) , y se enfría y condensa parcialmente, y el líquido se envía a continuación al divisor de EB/SM D-l (Figura 3) para la purificación adicional.

Un flujo de vapor recalentado se cicla al intercambiador de calor a contracorriente H-4 vía la línea 118 para proporcionar el calor transferido a la corriente del efluente 106. El vapor gastado que surge vía la línea 120 del intercambiador de calor H-4 se divide en una primera porción 122 y una segunda porción 128. La primera porción 122 del vapor gastado se envía al termocompresor T-l. Un flujo 114 del vapor principal S se envía a través del termocompresor para presurizar la primera porción 122 vía el recalentador H-l a través de una espira convectiva 112. El flujo 116 del termocompresor T-l se calienta a continuación en el recalentador, de vapor H-l para proporcionar la corriente 118, que se recicla nuevamente al intercambiador de calor H-4.

La segunda porción 128 de vapor agotado se envía al recalentador de vapor H-l, en donde se recalienta vía la espira 129. El vapor recalentado 130 que surge del recalentador de vapor se combina a continuación con la alimentación corriente y se envía al reactor R-l.

EJEMPLO 1 Las características de la invención se ilustran a continuación en el siguiente ejemplo profético, en donde se hace referencia a los números del sistema ilustrado en la Figura 2.

Se proporciona una corriente de alimentación F de 162,648 kg/hr. La corriente de alimentación contiene una mezcla azeotrópica evaporada de etilbenceno y agua, que tiene una relación S/0 de 0.493. La corriente de alimentación evaporada y calentada 103 está a una temperatura de 549aC y a una presión de -0.253 kgf/cm2 (11.1 psia). La corriente de alimentación se combina con 44,343 kg/hr de vapor recalentado 130 a 849 aC y -0.119 kg£/cm2 (13 psia), para proporcionar una corriente de fluido 102 de 206,991 kg/hr a una relación S/O de 0.9. Esta corriente se calienta en un intercambiador de calor a contracorriente H-'3 y entra a una primera zona de reacción en el reactor R-l a 650eC y -0.487 kgE/cm2 (7.77 psia) , en donde entra en contacto con un catalizador de deshidrogenacion y se somete a una primera etapa de conversión para producir al menos algo de estireno. El efluente 106 surge del reactor R-l a 560eC y -0.544 kg£/cm2 (6.95 psia), y se calienta en el intercambiador de calor a contracorriente H-4 y entra a una segunda zona de reacción en el reactor R-2 a 650SC. La corriente de fluido se pone en contacto con el catalizador de deshidrogenacion y se somete a una segunda etapa, de conversión para producir una corriente de producto que contiene estireno.

Un flujo en la línea 118 de 66,511 kg/hr de vapor recalentado a 889aC y 1.146 kgE/cm2 (31 psia), se recicla al intercambiador de calor a contracorriente H-4 para proporcionar el calor transferido a la corriente del efluente 106. El vapor agotado que surge del intercambiador de calor H-4 se divide en una primera porción 122 de 22,168 kg/hr y una segunda porción 124 de 44,343 kg/hr. La primera porción 122 de vapor agotado a 5832C y 0.689 kg£/cm2 (24.5 psia), se envía al termocompresor (T-l) . Un flujo en la línea 114 de 44,343 kg/hr del vapor principal a 5492C y 8.176 kg£/cm2 (131 psia) , se envía a través del termocompresor para presurizar la primera porción 122. La línea de flujo 116 de 66,511 kg/hr de vapor del termocompresor está a 5592C y 1.831 kg£/cm2 (40.75 psia), que corresponde a una relación de compresión de 1.66. El flujo 116 se calienta a continuación en el recalentador de vapor H-l para proporcionar la corriente 118, que se recicla nuevamente al intercambiador de calor H-4.

La segunda porción 124 de 44,343 kg/hr de vapor agotado se calienta en el recalentador dé vapor H-l. El flujo 126 del recalentador se envía a un intercambiador de calor H-3 a 8502C y 0.530 kg£/cm2 (22.25 psia) para proporcionar el calor transferido a la corriente de fluido 102. El vapor agotado 128 surge del intercambiador de calor H-3 a 631 grados C y 0.284 kgf/cm2 (18.74 psia), y se envía al recalentador de vapor H-l, en . donde se recalienta a una temperatura de 850 aC. El vapor recalentado 130 que surge del recalentador de vapor se combina a continuación con la corriente de alimentación y se envía al reactor R-l.

La conversión total de etilbenceno a través de los dos reactores, es de aproximadamente 62.5% con una selectividad molar de aproximadamente 94.1% de estireno. r 22 EJEMPLO 2 Las características de la invención se ilustran a continuación en el siguiente ejemplo profético, en donde se hace referencia a los números del sistema ilustrado en la Figura 2A.

Se proporciona una corriente de alimentación F de 193,775 kg/hr. La corriente de alimentación contiene una mezcla azeotrópica evaporada de etilbenceno y agua que tiene una relación S/O de 0.493. La corriente de alimentación evaporada y calentada 103 está a una temperatura de 537 aC y a una presión de -0.246 kg£/cm2 (10.8 psia) . La corriente de alimentación se combina con 65,803 kg/hr de vapor recalentado 130 a 8902C y -0.330 kg£/cm2 (10 psia) para proporcionar una corriente de fluido 102 de 259,576 kg/hr á una relación S/O de 1.0. Esta corriente entra a una primera zona de reacción en el reactor R-l a 6202C y -0.456 kg£/cm2 (8.2 psia), en donde entra en contacto con un catalizador de deshidrogenación y se somete a una primera etapa de conversión para producir al menos algo de estireno. El efluente 106 surge del reactor R-l a 534SC y -0.520 kg£/cm2 (7.3 psia), y se calienta en un intercambiador de calor a contracorriente H-4 y entra a una segunda zona de reacción en el reactor R-2 a 625fiC. La corriente de fluido se pone .en contacto con un catalizador de deshidrogenación y se somete a una segunda etapa de conversión para producir una corriente de producto que contiene estireno.

Un flujo 118 de 84,438 kg/hr de vapor recalentado a 887fiC y 0.583 kg£/cm2 (23 psia) se recicla al intercambiador de calor a contracorriente H-4, para proporcionar el calor transferido a la corriente del efluente 106. El vapor agotado que surge del intercambiador de calor H-4 se divide en una primera porción 122 de 18,636 kg/hr y una segunda porción 128 de 65,802 kg/hr. La primera porción 122 de vapor agotado a 581aC y 0.203 kgf/cm2 (17.6 psia) se envía al termocompresor T-l. Un flujo 114 de 65,802 kg/hr del vapor principal a 700aC y 8.317 kgf/cm2 (133 psia), se envía a través del termocompresor para presurizar la primera porción 122. El flujo 116 de 84,438 kg/hr de vapor del termocompresor está a 6732C y 1.124 kg£/cm2 (30.7 psia), que corresponde a una relación de compresión de 1.7. El flujo 116 se calienta a continuación en el recalentador de vapor H-l para proporcionar la corriente 118 que se recicla nuevamente al intercambiador de calor H- .

La segunda porción 128 de 65,802 kg/hr de vapor agotado se envía al recalentador de vapor H-l, en donde se recalienta a una temperatura de 8902C. El vapor recalentado 130 que surge del recalentador de vapor, se combina a continuación con la corriente de alimentación y se envía al reactor R-l.

La conversión total de etilbenceno a través de los dos reactores es de aproximadamente 62.5%, con una selectividad molar de aproximadamente 94.3% de estireno.

EJEMPLO 3 Las características de la invención se ilustran a continuación en el siguiente ejemplo profético, en donde se hace referencia a los números del sistema ilustrado en la Figura 2.

Se proporciona una corriente de alimentación F de 159,226 kg/hr. La corriente de alimentación contiene una mezcla azeotrópica evaporada de etilbenceno y agua que tiene una relación S/0 de 0.493. La corriente de alimentación evaporada y calentada 103 está a una temperatura de 531aC y a una presión de -0.288 kg£/cm2 (10.6 psia) . La corriente de alimentación se combina con 70,087 kg/hr de vapor recalentado 130 a 852aC y -0.316 kg£/cm2 (10.2 psia) para proporcionar una corriente de fluido 104 de 229,312 kg/hr a una relación S/O de 1.15. Esta corriente entra a una primera zona de reacción en el reactor R-l a 6212C y -0.471 kg£/cm2 (8.0 psia), en donde se pone en contacto con un catalizador de deshidrogenación y se somete a una primera etapa de conversión para producir al menos algo de estireno. El efluente 106 surge del reactor R-l a 5402C y -0.534 kg£/cm2 (7.1 psia) , y se calienta en el intercambiador de calor a contracorriente H-4 y entra a una segunda zona de reacción en el reactor R-2 a 6262C. La corriente de fluido se pone en contacto con el catalizador de deshidrogenación y se somete a una segunda etapa de conversión para producir una corriente de producto que contiene estireno.

Un flujo 118 de 106,646 kg/hr de vapor recalentado a 794aC y 0.442 kgE/cm2 (21 psia), se recicla al intercambiador de calor a contracorriente H-4 para proporcionar el calor transferido a la corriente del efluente 106. El vapor agotado que surge del intercambiador de calor H-4 se divide en una primera porción 122 de 36,560 kg/hr y una segunda porción 128 de 70,087 kg/hr. La primera porción 122 del vapor agotado a 5879C y 0.217 kgf/cm2 (17.8 psia) se envía al termocompresor T-l. Un flujo 114 de 70,086 kg/hr de vapor principal a 700aC y 8.317 kgE/cm2 (133 psia), se envía a través del termocompresor para presurizar la primera porción 122. El flujo 116 de 106,646 kg/hr de vapor del termocompresor está a 6612C y 1.124 kg£/cm2 (30.7 psia), que corresponde a una relación de compresión de 1.7. El flujo 116 se calienta a continuación en el recalentador de vapor H-l para proporcionar la corriente 118, que se recicla nuevamente al intercambiador de calor H- .

La segunda porción 128 de 70,087 kg/hr de vapor agotado se envía al recalentador de vapor H-l, en donde se recalienta a una temperatura de 8522C. El vapor recalentado 130 que surge del recalentador de vapor se combina a continuación con la corriente de alimentación F y se envía al reactor R-l.

La conversión total de etilbenceno a través de los dos reactores es de aproximadamente 62.6%, con una selectividad molar de aproximadamente 94.9% de estireno.

El Ejemplo 3 tiene un consumo de vapor mayor que el Ejemplo 2. Sin embargo, para el ejemplo 3, la corriente 118 está por debajo de 8152 incluso cuando el catalizador está al final de la corrida. Por lo tanto, el material de construcción de esta línea puede ser acero inoxidable 304 H en lugar de algún material más caro, tal como la Aleación 800 H. En el Ejemplo 3, el costo total actual de la tubería que utiliza la Aleación 800 H es de aproximadamente $900,000 dólares. En contraste, el costo total actual de utilizar acero inoxidable 304 H es de $230,000 dólares. Al utilizar el nuevo esquema de flujo en el Ejemplo 3, los ahorros netos en el material de tubería únicamente son de $670,000 dólares.

Aunque la descripción anterior contiene muchos detalles específicos, estos detalles específicos no deben interpretarse como limitaciones del alcance de la invención, sino simplemente como ejemplificaciones de las modalidades preferidas de la misma. Aquellos con experiencia en la técnica, considerarán muchas otras posibilidades dentro del alcance y espíritu de la invención, como definidas por las reivindicaciones anexas a la presente. o

Claims (23)

REIVINDICACIONES ;

1. Un método para proporcionar calor a una corriente de proceso de conversión química que contiene al menos un reactivo químico, que comprende los pasos de: a) recalentar un fluido de transferencia de calor; b) transferir calor del. fluido de transferencia de calor recalentado a una corriente de proceso; c) dividir al menos algo del fluido de transferencia de calor en una primera porción y una segunda porción; d) presurizar la primera porción del fluido de transferencia de calor; e) reciclar la primera porción presurizada del fluido de transferencia de calor al paso de recalentamiento (a) ; y, f) introducir la segunda porción del fluido de transferencia de calor en la corriente de proceso.

2. El método de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque comprende además, el paso de extraer al menos una tercera porción del fluido de transferencia de calor después del paso (b) de transferencia de calor, y antes del paso (c) de división.

3. El método de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el paso de reciclado se realiza una pluralidad de veces .

4. El método de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque comprende además, el paso de recalentar la segunda porción del fluido de transferencia de calor antes del paso (f ) .

5. El método de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque comprende además, el paso de recalentar la segunda porción del fluido de transferencia de calor antes del paso (f) .

6. El método de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el paso (d) de presurizar la primera porción del fluido de transferencia de calor comprende introducir la primera porción del fluido de transferencia de calor en un termocompresor, e introducir un fluido de compresión en el termocompresor, el fluido de compresión está a una presión mayor que la primera porción del fluido de transferencia de calor.

7. El método de conformidad con la reivindicación 6, caracterizado porque el fluido de transferencia de calor y el fluido de compresión son vapor.

8. El método de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el fluido de transferencia de calor es vapor.

9. El método de conformidad con la reivindicación 8, caracterizado porque el proceso de conversión química comprende la deshidrogenación y el reactivo químico es un compuesto seleccionado del grupo que consiste de etilbenceno, etil tolueno, propano y butano.

10. El método de conformidad con la reivindicación 9, caracterizado porque el proceso de conversión química comprende la producción de estireno mediante la deshidrogenación del etilbenceno.

11. Un proceso para la producción de olefinas mediante la deshidrogenación catalítica de un hidrocarburo, que comprende : a) recalentar una corriente de alimentación d vapor en un calentador que comprende una pluralidad de zonas de calentamiento; b) transferir el calor del vapor recalentado a una corriente de proceso que comprende vapor diluyente y el hidrocarburo, el calor es suficiente para efectuar la deshidrogenación catalítica de al menos una porción del hidrocarburo en una zona de reacción, en donde después de transferir el calor, el vapor recalentado se vuelve vapor agotado; c) dividir la corriente agotada en una primera porción y una segunda porción; d) presurizar la primera porción . del vapor agotado; e) reciclar la primera porción presurizada del vapor agotado a una primera zona de calentamiento en el calentador; f) reciclar la segunda porción 'a una sección diferente del calentador a una segunda zona de calentamiento en el calentador; g) calentar la segunda porción del vapor agotado para regenerar el vapor recalentado en la segunda zona de calentamiento; y h) combinar al menos una porción del vapor recalentado con la corriente de proceso.

12. El proceso de conformidad con la reivindicación 11, caracterizado porque el paso de transferir el calor se realiza en al menos un intercambiador de calor asociado con la zona de reacción.

13. El proceso de conformidad con la reivindicación 11, caracterizado porque el paso de presurizar una porción del vapor agotado comprende: introducir la porción del vapor agotado en un termocompresor, e introducir el vapor de compresión en el termocompresor, el vapor de compresión está a una presión mayor que aquella del vapor agotado.

14. El proceso de conformidad con la reivindicación 13, caracterizado porque la olefina producida es estireno y el hidrocarburo es etilbenceno.

15. El proceso de conformidad con la reivindicación 11, caracterizado porque la olefina producida es estireno y el hidrocarburo es etilbenceno.

16. En un proceso para la producción de estireno en una zona de reacción, poniendo en contacto una mezcla de vapor y etilbenceno que tiene una relación en masa de vapor/petróleo con un catalizador de deshidrogenación, a una temperatura de reacción de deshidrogenación, la mejora comprende: combinar suficiente vapor diluyente con etilbenceno para reducir la relación en masa de vapor/petróleo a no más de 1.0; en donde el vapor recalentado a una temperatura de menos de 815aC se utiliza para transferir suficiente calor para elevar el etilbenceno y. el vapor diluyente a la temperatura de reacción, y en donde al menos una porción del vapor recalentado se combina con el etilbenceno para proporcionar al menos una porción del vapor diluyente.

17. El proceso de conformidad con la reivindicación 16, caracterizado porque el vapor agotado que resulta de la transferencia de calor al etilbenceno y el vapor diluyente, se envía a un calentador para regenerar el vapor recalentado.

18. El proceso de conformidad con la reivindicación 17, caracterizado porque el vapor agotado se divide en dos porciones, al menos una porción es presurizada en un termocompresor .

19. Un proceso para la producción de estireno 5 mediante la deshidrogenación catalítica del etilbenceno, el proceso comprende: a) proporcionar al menos primera y segunda zonas de reacción, cada zona de reacción tiene asociada con la misma una cantidad catalíticamente efectiva de un catalizador 10 de deshidrogenación; b) proporcionar un horno que tiene una pluralidad de zonas de calentamiento; c) proporcionar una corriente de alimentación que contiene una mezcla evaporada de agua y etilbenceno que tiene 15 una. relación en peso de vapor/petróleo de no más de aproximadamente 0.5; d) combinar la corriente de alimentación con una primera corriente de vapor recalentado para proporcionar una corriente de fluido que tiene una relación en peso de ¦ 20 vapor/petróleo de no más de aproximadamente 1.0; e) ' poner en contacto la corriente de fluido con el catalizador de deshidrogenación en la primera zona de reacción bajo condiciones de reacción de deshidrogenación para proporcionar un primer efluente; 25 f) transferir calor de una segunda corriente de vapor recalentado al primer efluente en una zona de transferencia de calor asociada con la segunda zona de reacción, la segunda corriente de vapor recalentado se vuelve una corriente de vapor agotado después de transferir su calor al primer efluente; g) poner en contacto el primer efluente calentado con el catalizador de deshidrogenación en la segunda zona de reacción, bajo condiciones de reacción de deshidrogenación, para proporcionar una corriente de producto que contiene estireno; h) dividir la corriente de vapor agotado en primera y segunda porciones; i) presurizar la primera porción del vapor agotado; j) calentar la primera porción presurizada del vapor agotado en una primera zona de calentamiento en el horno, para proporcionar la segunda corriente dé vapor recalentado, que se recicla corriente arriba a la zona de transferencia de calor asociada con la segunda zona de reacción; k) calentar la segunda porción del vapor agotado en una segunda zona de calentamiento en el horno, para proporcionar la primera corriente de vapor recalentado.

20. El proceso de conformidad con la reivindicación 19, caracterizado porque comprende además: calentar la segunda porción del vapor agotado en una segunda zona de calentamiento en el horno, para proporcionar una tercera corriente de vapor recalentado; transferir el calor de la tercera corriente de vapor recalentado a la corriente de fluido en una zona de calentamiento asociada con la primera zona de reacción, la tercera corriente de vapor recalentado se vuelve una segunda corriente de vapor agotado, tras transferir su calor a la corriente de fluido; ' calentar la segunda corriente de vapor agotado en una tercera zona de calentamiento en el horno, para proporcionar la primera corriente de vapor recalentado que se combina con la alimentación.

21. El proceso de conformidad con la reivindicación 19, caracterizado porque el paso de presurización de la primera porción de vapor agotado, comprende introducir la porción del vapor agotado en un termocompresor e ¦ introducir el vapor de compresión en el termocompresor, el vapor de compresión está a una presión mayor que aquella del vapor agotado.

22. El proceso de conformidad cón la reivindicación 19, caracterizado porque la corriente del producto que contiene estireno se separa en un primer componente que contiene estireno purificado y un segundo componente que contiene etilbenceno.

23. El proceso de conformidad con la reivindicación 19, caracterizado porque la relación de vapor/petróleo no es mayor que aproximadamente 1.15, y el vapor recalentado está a una temperatura de no más de aproximadamente 8152C.