MX2015003697A - Reactor de oxidacion de carcasa y tubos con una mejor resistencia al deposito de residuos. - Google Patents

Reactor de oxidacion de carcasa y tubos con una mejor resistencia al deposito de residuos.

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Abstract

La presente descripción se refiere a un reactor con una región entre las etapas abierta con una carcasa única ("SSOI"). El SSOI comprende una primera etapa de reacción, un intercambiador de calor entre las etapas, una región entre las etapas abierta y una segunda etapa de reacción. El SSOI se podrá configurar para el funcionamiento con flujo ascendente o con flujo descendente. Además, la región entre las etapas abierta del SSOI podrá comprender una alimentación de oxidante suplementario. Cuando la región entre las etapas abierta comprende una alimentación de oxidante suplementario, el SSOI podrá comprender además un montaje de mezcla del oxidante suplementario. También se describen procesos para producir ácido acrílico mediante la oxidación de propileno.

Description

REACTOR DE OXIDACIÓN DE CARCASA Y TUBOS CON UNA MEJOR RESISTENCIA AL DEPÓSITO DE RESIDUOS CAMPO DE LA INVENCIÓN La invención concierne a reactores de oxidación de carcasa y tubos, y procesos para producir ácido acrilico mediante la oxidación de propileno.
DISCUSIÓN DE LA TÉCNICA RELACIONADA La producción de ácido acrilico mediante la oxidación catalítica en un lecho fijo de propileno se utiliza ampliamente y conlleva oxidar propileno para obtener el intermedio acroleína y a continuación oxidar adicionalmente la acroleína para obtener ácido acrilico. Se han desarrollado numerosos catalizadores del tipo particulado sólido para facilitar este proceso de oxidación en dos etapas y en la bibliografía los métodos para preparar estos catalizadores están bien documentados.
En general, las instalaciones de producción a escala industrial utilizan dos catalizadores con una composición diferente, un catalizador para la primera etapa y un catalizador para la segunda etapa, en la producción de ácido acrilico. Los catalizadores de la primera etapa (denominados en la presente "catalizadores Rl") son catalizadores de un óxido metálico ("MMO", por sus siglas en inglés) mixtos que comprenden generalmente molibdeno, bismuto y, opcionalmente, hierro y se utilizan para promover la conversión del propileno en acroleína. Los catalizadores de la segunda etapa (denominados en la presente "catalizadores R2") son también catalizadores de un óxido metálico (MMO) mixtos, pero comprenden generalmente molibdeno y vanadio y se utilizan para promover la conversión de la acroleína en ácido acrilico.
Los procesos a escala industrial actuales para producir ácido acrilico utilizan a menudo reactores que se basan en los intercambiadores de calor de carcasa y tubos. Normalmente, tales reactores comerciales comprenden de aproximadamente 12 000 a aproximadamente 22 000 tubos en un único recipiente de reacción y pueden tener unas capacidades de producción de ácido acrilico de hasta 100 kT/año (220000 000 libras/año) y funcionan con un factor de aprovechamiento temporal de un 93%. Los reactores comerciales a gran escala, aunque son menos comunes, pueden comprenden desde 25 000 hasta aproximadamente 50 000 tubos en un único recipiente de reacción, y tener unas capacidades de producción de hasta 225 kT/año (500 000 000 libras/año). En tales reactores de tipo de carcasa y tubos, se puede montar un lecho de catalizador fijo colocando catalizadores MMO de tipo particulado en los tubos del reactor. Los gases de trabajo pueden fluir a través de los tubos, en contacto directo con las partículas del catalizador, a la vez que se puede hacer pasar el refrigerante a través de la carcasa del recipiente para eliminar el calor de la reacción. Los refrigerantes típicos incluyen sales de nitrato molidas y fluidos de transferencia de calor orgánicos tales como Dowtherm™. El gas con el producto resultante procedente del reactor se puede recoger y purificar en un equipo adicional aguas abajo, tal como uno o más recipientes de enfriamiento rápido, columnas de absorción, columnas de deshidratación, extractores, torres de destilación azeotrópica y cristalizadores, para obtener el producto constituido por el ácido acrílico adecuado para su venta, o para su uso en la producción de ásteres de acrilato, polímeros superabsorbentes o similares.
Existen dos diseños de reactores de oxidación de tipo carcasa y tubos básicos, utilizados habitualmente en la téenica anterior: los reactores tándem y los reactores con carcasa con un reactor único ("SRS", por sus siglas en inglés).
Los reactores tándem comprenden generalmente dos recipientes de reacción de tipo carcasa y tubos separados conectados en serie mediante un conducto intermedio. Los dos recipientes de reacción se hacen funcionar en serie, de modo que la conversión de propileno en acroleína se puede realizar en el primer recipiente de reacción (utilizando un catalizador Rl) y la conversión de la acroleina en ácido acrílico se puede realizar en el segundo recipiente de reacción (utilizando un catalizador R2). Se puede equipar cada carcasa del recipiente de reacción con su propia circulación del refrigerante de modo que las temperaturas de trabajo del primer recipiente de reacción y del segundo recipiente de reacción se puedan controlar independientemente la una de la otra. Se proporcionan ejemplos representativos de reactores tándem en la patente de los EE. UU. N.° 4 147 885; la patente de los EE. UU. N.° 4873 368; y la patente de los EE. UU. N.° 6 639 106. En algunas realizaciones, se puede añadir un intercambiador de calor opcional entre el primer recipiente de reacción y el segundo recipiente de reacción para enfriar la corriente del gas de trabajo intermedio antes de que entre en el segundo recipiente de reacción. En otras realizaciones, el diseño del reactor tándem puede incorporar la capacidad "de introducir un suplemento de oxidante en la alimentación", donde se proporciona oxigeno adicional (o aire) al segundo recipiente de reacción a través de una conexión con el conducto intermedio; una característica de este tipo podrá permitir que se haga funcionar el reactor tándem con una tasa de producción más elevada y/o una concentración de oxígeno menor en la alimentación al reactor, y reducir de esta manera la posibilidad de fuegos en el sistema de alimentación (remítase, por ejemplo, a la patente de los EE. Uü. N.° 7 038 079). Sin embargo, a pesar de los muchos años de desarrollo y optimización, la autooxidación de la acroleina, el depósito de residuos orgánicos en el conducto intermedio y el elevado gasto económico asociado con tener dos recipientes de reacción (frente a uno) siguen siendo inconvenientes importantes de los reactores tándem.
Los reactores SRS comprenden normalmente un recipiente de reacción de tipo carcasa y tubos único con tubos que tienen una longitud que es aproximadamente el doble de la de los tubos de un recipiente de reacción tándem. En el extremo aguas arriba de cada tubo se puede colocar el catalizador R1 y en el extremo aguas abajo de cada tubo se puede colocar el catalizador R2, y formar dos zonas de reacción secuenciales dentro de cada tubo. Aproximadamente en el punto central de cada tubo se puede colocar una cantidad de un material inerte - tal como anillos Raschig - para formar lo que se denomina capa de una sustancia inerte, que separa entre sí las dos zonas de reacción catalíticas. Adicionalmente, se puede colocar una lámina tubular intermedia dentro de la carcasa del reactor SRS, que coincida aproximadamente con la capa de sustancia inerte, para dividir la carcasa en las zonas de enfriamiento superior e inferior. Se puede equipar cada zona de enfriamiento con su propia circulación del refrigerante de modo que las temperaturas de trabajo de la primera zona de reacción y la segunda zona de reacción se puedan controlar independientemente la una de la otra. Se proporcionan ejemplos representativos de reactores SRS en la patente de los EE. UU. N.° 6069 271 y la patente de los EE. UU. N.° 6 384 274. Aunque en el reactor SRS se puede eliminar en gran parte la autooxidación de la acroleina, la acumulación de molibdeno y materiales carbonáceos dentro de la zona entre las etapas y la segunda zona de reacción sigue suponiendo un problema significativo; estas acumulaciones no solamente restringen el flujo a través de los tubos de reacción, lo que limita la productividad, sino que también reducen el rendimiento, debido al enmascaramiento de la superficie catalítica en la zona de reacción R2. Adicionalmente, los tubos largos utilizados en el diseño del reactor SRS dificultan sumamente la eliminación de los sólidos acumulados en el punto central de los tubos, que requiere la utilización de téenicas agresivas, tales como la aplicación de agua a una presión muy elevada y la utilización de dispositivos de barrenado, tales como el aparato descrito en la solicitud publicada de patente de los EE. UU. con N.° de publicación US 2009/0112367. Otro inconveniente del diseño del reactor SRS es que no se puede modificar fácilmente para acomodar una alimentación de oxidante suplementaria.
COMPENDIO BREVE DE LA INVENCIÓN Un aspecto de la invención proporciona un reactor con una región entre las etapas abierta con una única carcasa ("SSOI", por sus siglas en inglés) que comprende un diseño de reactor de tipo carcasa y tubos que aborda al menos algunas de las deficiencias de los reactores tándem y los reactores SRS de la téenica anterior a la vez que produce de manera económica cantidades comerciales de ácido acrilico. El reactor SSOI de la invención puede proporcionar al menos una o más de las siguientes ventajas en comparación con los reactores de carcasa y tubos conocidos: gastos económicos menores al utilizar un único recipiente de reacción, una mejor accesibilidad durante la limpieza y la sustitución del catalizador, una acumulación menor dentro del reactor de sólidos carbonáceos y óxidos de molibdeno, un menor descenso de la presión a lo largo del reactor, una disminución del tiempo de inactividad requerido para el rascado de incrustaciones, una menor pérdida de la actividad catalítica debida al depósito de sólidos, una menor autooxidación de la acroleína, una formación menor de ácido acético como subp Un aspecto de la invención se refiere a un reactor con una región entre las etapas abierta con una única carcasa de flujo ascendente que comprende: a) una primera etapa de reacción de carcasa y tubos que comprende varios tubos de reacción, donde los tubos de reacción de la primera etapa de reacción comprenden un primer catalizador; b) un intercambiador de calor entre las etapas; c) una región entre las etapas abierta; y d) una segunda etapa de reacción de carcasa y tubos que comprende varios tubos de reacción, donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción comprenden un segundo catalizador; donde dicho intercambiador de calor entre las etapas se sitúa entre dicha primera etapa de reacción y dicha región entre las etapas abierta, y donde dicho reactor se configura para el funcionamiento con flujo ascendente.
Otro aspecto de la invención se refiere a un reactor de etapas con una región entre las etapas abierta con una única carcasa que comprende, en el orden del flujo del proceso: a) una primera etapa de reacción de carcasa y tubos que comprende varios tubos de reacción que contienen un primer catalizador; b) un intercambiador de calor entre las etapas integrado que comprende varios tubos continuos coaxialmente con el grupo de tubos de reacción de la primera etapa de reacción; c) una región entre las etapas abierta que comprende un montaje de mezcla del oxidante suplementario; y d) una segunda etapa de reacción de carcasa y tubos que comprende varios tubos de reacción que contienen un segundo catalizador; Otro aspecto más de la invención se refiere a un reactor con una región entre las etapas abierta con una única carcasa que comprende: a) una primera etapa de reacción de carcasa y tubos que comprende varios tubos de reacción; b) un intercambiador de calor entre las etapas; c) una región entre las etapas abierta; y d) una segunda etapa de reacción de carcasa y tubos que comprende varios tubos de reacción; donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción tienen un diámetro mayor que el diámetro de los tubos de reacción de dicha primera etapa de reacción.
Otros aspectos adicionales de la invención se refieren a métodos de producción de ácido acrilico que utilizan los reactores descritos en la presente.
Algunos aspectos adicionales de la invención se refieren a un reactor con una región entre las etapas abierta con una única carcasa para producir ácido acrilico a partir de propileno que comprende, en el orden del flujo del proceso: a) una primera etapa de reacción de carcasa y tubos que comprende varios tubos de reacción, donde los tubos de reacción de la primera etapa de reacción comprenden un primer catalizador para oxidar propileno y producir acroleína; b) un intercambiador de calor entre las etapas; c) una región entre las etapas abierta; y d) una segunda etapa de reacción de carcasa y tubos que comprende varios tubos de reacción, donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción comprenden un segundo catalizador para oxidar acroleína y producir ácido acrílico; y donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción tienen un diámetro superior a 22.3 mm (0.878 in).
Otros aspectos adicionales más de la invención se refieren a un proceso para producir ácido acrílico que comprende: a) proporcionar un gas de alimentación mixto que comprende propileno a una primera etapa de reacción ubicada en el extremo inferior de un reactor con una región entre las etapas abierta con una única carcasa, donde la primera etapa de reacción comprende un catalizador de un óxido metálico mixto; b) oxidar el propileno en la primera etapa de reacción para producir un gas de trabajo que comprende acroleína; c) enfriar el gas de trabajo en un intercambiador de calor entre las etapas; d) hacer pasar el gas de trabajo enfriado en dirección ascendente a través de una región entre las etapas abierta; e) hacer pasar el gas de trabajo en dirección ascendente hasta una segunda etapa de reacción, donde la segunda etapa de reacción comprende un catalizador de un óxido metálico mixto; y f) oxidar la acroleina en la segunda etapa de reacción para producir un gas con el producto que comprende ácido acrilico.
Descripción breve de los dibujos La Figura la es una vista lateral que representa las características (del proceso) del lateral de los tubos para una primera realización de un reactor SSOI.
La Figura Ib es una vista lateral que representa las características (refrigerantes) del lateral de la carcasa para una primera realización de un reactor SSOI.
La Figura le es una vista superior que representa la disposición de la lámina tubular para una primera realización de un reactor SSOI.
La Figura Id es una vista lateral de un resorte para retener el catalizador cónico.
La Figura le es una vista superior de un elemento de sujeción para retener el catalizador.
La Figura 2 es una vista lateral que representa las características (del proceso) del lateral de los tubos para una segunda realización de un reactor SSOI.
La Figura 3a es una vista lateral que representa las características (del proceso) del lateral de los tubos para una tercera realización de un reactor SSOI.
La Figura 3b es una vista lateral que representa las características (refrigerantes) del lateral de la carcasa para una tercera realización de un reactor SSOI.
La Figura 4 es una vista lateral que representa las características (del proceso) del lateral de los tubos para una realización de un reactor SSOI que comprende un medio de mezcla para la adición de oxidante suplementario.
La Figura 5 es una vista lateral que representa las características (del proceso) del lateral de los tubos para otra realización de un reactor SSOI que comprende un medio de mezcla para la adición de oxidante suplementario.
La Figura 6 es una vista lateral de una sección transversal de un mezclador de venturi para la adición de oxidante suplementario.
La Figura 7 es un gráfico que muestra la relación entre el % del rendimiento de ácido acético frente a la presión de la segunda etapa de reacción.
La Figura 8 es una realización de un proceso integrado para producir ácido acrilico, que comprende el reactor SSOI de la presente invención y un sistema de recogida y purificación del ácido acrilico exento de disolventes.
DESCRIPCIÓN DETALLADA Se sobreentenderá que tanto la descripción general anterior como la siguiente descripción detallada son únicamente ilustrativas y explicativas y que no restringen la presente descripción. Todas las patentes y solicitudes de patente citadas en esta solicitud se incorporan expresamente por referencia en su totalidad para cualquier propósito. Cuando parezca que las definiciones de términos o expresiones en las referencias incorporadas difieren de las definiciones proporcionadas en la presente descripción, prevalecerán las definiciones proporcionadas en la presente descripción. Se asumirá la existencia de un "aproximadamente" implícito antes de las temperaturas, dimensiones, caudales, concentraciones, tiempos, etc. discutidos en la presente descripción, de modo que las desviaciones ligeras e insustanciales están comprendidas en el alcance de la presente descripción.
A menos que se definan de otra manera, los términos y expresiones científicos y téenicos utilizados en relación con la presente descripción descritos en la presente tendrán los significados con los que los interpretan normalmente los expertos en la técnica. Además, a menos que el contexto requiera otra cosa, los términos en singular incluirán pluralidades y los términos en plural incluirán el singular. Generalmente, las téenicas y la nomenclatura utilizadas en relación con el diseño del reactor de carcasa y tubos, producción de ácido acrilico y reacciones de oxidación, son muy conocidas y de uso común en la técnica. Tal y como se utilizan de acuerdo con las realizaciones que se proporcionan en la presente, a menos que se indique lo contrario, se sobreentenderá que los siguientes términos y expresiones tienen los siguientes significados: Tal como se emplea en la presente, la frase "intercambiador de calor entre las etapas" o "ISHX", por sus siglas en inglés, se refiere a un intercambiador de calor ubicado entre las etapas de un reactor único. Por ejemplo, el ISHX se podrá ubicar entre una primera etapa de reacción y una segunda etapa de reacción.
La frase "intercambiador de calor entre las etapas integrado", o "ISHX integrado", se refiere a un intercambiador de calor que tiene tubos que son continuos coaxialmente con los tubos de reacción de una etapa de reacción .
La frase "región entre las etapas abierta" u "OIS", por sus siglas en inglés, se refiere a una región que no comprende tubos de reacción y ubicada entre las etapas de un reactor único o entre una etapa y un intercambiador de calor entre las etapas de un reactor único. Por ejemplo, el OIS se podrá ubicar entre un intercambiador de calor entre las etapas y una segunda etapa de reacción.
Tal como se emplea en la presente, la frase "material con un área superficial elevada", y variaciones de esta, se refiere a una relación entre el área superficial y el volumen del cuerpo de al menos 78.7 m2/m3 (24 ft2/ft3).
Tal como se emplea en la presente, la expresión "material inerte" se refiere a un material que es sustancialmente ineficaz para catalizar una reacción de los materiales de la alimentación o los productos de reacción. Por ejemplo, en un reactor para producir ácido acrilico mediante la oxidación de propileno, un material inerte es aquel que es sustancialmente ineficaz para catalizar la oxidación del propileno o para catalizar la oxidación de la acroleina.
La expresión "material estable", tal como se emplea en la presente, se refiere a materiales que no se deforman, funden, evaporan, descomponen o sufren combustión cuando se exponen a las temperaturas del proceso, presiones de trabajo del proceso o componentes químicos del proceso.
Tal como se emplea en la presente, el término "interfaz" se refiere al limite entre dos secciones adyacentes del reactor. El término "conexión" se refiere al punto de contacto con forma de circunferencia entre secciones adyacentes del reactor en una interfaz y puede ser temporal o permanente. La expresión "lámina tubular" se refiere a una superficie plana situada en una interfaz, extendiéndose dicha superficie sustancialmente a lo largo de la totalidad de la sección transversal del reactor y comprendiendo varios orificios a través de los cuales pasan los extremos de los tubos de reacción. Los extremos de los tubos de reacción se unen a la lámina tubular por medios conocidos tales como la soldadura o el enrollamiento, y la lámina tubular se une adicionalmente en su circunferencia externa a la carcasa del recipiente, y previene de esta manera que el refrigerante lateral de la carcasa pase de una sección a la otra. La expresión "deflector entre las etapas" se refiere a una superficie plana situada en una interfaz, extendiéndose dicha superficie sustancialmente a lo largo de la totalidad de la sección transversal del reactor y comprendiendo varios orificios a través de los cuales pasan los tubos de reacción. Sin embargo, a diferencia de la lámina tubular los tubos de reacción no se unen al deflector y se permite la comunicación fluida del refrigerante del lateral de la carcasa entre las secciones adyacentes. Finalmente, la expresión "deflector segmentario" se refiere a una superficie plana NO situada en una interfaz, extendiéndose dicha superficie únicamente a lo largo de una porción de la sección transversal del reactor y comprendiendo varios orificios a través de los cuales pasan los tubos de reacción. Al igual que en el caso del deflector entre las etapas, los tubos de reacción no se unen a un deflector segmentario y se permite la comunicación fluida del refrigerante del lateral de la carcasa entre las superficies opuestas del deflector segmentario.
El término "diámetro" y la expresión "área de la sección transversal", cuando se refieren a un tubo, se utilizan para definir el tamaño del tubo más que la forma del tubo. Los ejemplos que se proporcionan en la presente utilizan tubos que tienen una sección transversal circular, pero se podrán utilizar tubos que tengan otras formas. En el caso de tubos que tengan otras formas, el experto en la téenica sobreentenderá que los diámetros descritos en la presente se pueden convertir a la dimensión apropiada para las formas alternativas determinando el área de la sección transversal y tomando en cuenta a la vez cualesquiera variaciones (p. ej., transferencia de calor, transferencia de masa, etc.) que sean consecuencia de la forma alternativa. El término "diámetro" y la expresión "área de la sección transversal" se utilizan para referirse al diámetro o área de la sección transversal de la abertura del tubo, es decir, el diámetro o el área de la sección transversal interiores.
Tal como se emplean en la presente, las expresiones "flujo ascendente" y "flujo descendente" se refieren a la dirección del flujo a través del reactor con respecto a la fuerza gravitacional. La expresión flujo ascendente describe un flujo del proceso vertical hacia arriba que avanza contra la fuerza gravitacional. La expresión flujo descendente describe un flujo del proceso vertical hacia abajo que avanza en la dirección de la fuerza gravitacional.
La expresión "tiempo de permanencia" se refiere a la cantidad de tiempo que el gas pasa en una o más secciones especificas. Por ejemplo, el tiempo de permanencia se podrá referir a la cantidad de tiempo en el ISHX. De manera similar, el tiempo de permanencia se podrá referir a la cantidad de tiempo que pasa en múltiples secciones tales como, por ejemplo, la cantidad de tiempo combinado que pasa en el ISHX y en la región OIS. A menos que se especifique lo contrario, el tiempo de permanencia del flujo del gas de trabajo dentro del reactor se determina en las condiciones de referencia de 240 °C y una presión de 30 psia (2 atm).
En al menos una realización, el reactor SSOI comprende, en el orden del flujo del proceso: a) un cabezal del reactor de entrada; b) una primera etapa de reacción de carcasa y tubos; c) un intercambiador de calor entre las etapas integrado; d) una región entre las etapas abierta; e) una segunda etapa de reacción de carcasa y tubos; y f) un cabezal del reactor de salida.
La primera etapa de reacción ("Rl") podrá comprender varios tubos de reacción, donde cada uno de cuales podrá rellenarse con un catalizador, p. ej., un catalizador Rl. Cuando se utiliza para la oxidación del propileno para formar ácido acrilico, el catalizador Rl podrá ser un catalizador MMO escogido entre los óxidos de molibdeno, bismuto y hierro.
La primera etapa de reacción podrá comprender un refrigerante del lateral de la carcasa. Un experto en la téenica comprenderá que el refrigerante y la circulación del refrigerante se pueden seleccionar y diseñar para que satisfagan los requisitos de transferencia de calor de la aplicación especifica.
La segunda etapa de reacción ("R2") podrá comprender varios tubos de reacción. Los tubos de reacción R2 podrán rellenarse con un catalizador (un catalizador R2) para catalizar la segunda etapa de reacción. En la reacción ilustrativa, donde se oxida la acroleína en R2 para formar ácido acrilico, el catalizador R2 podrá comprender un MMO escogido entre óxidos de molibdeno y vanadio. El lateral de la carcasa de la segunda etapa de reacción podrá comprender un refrigerante. El refrigerante de la segunda etapa de reacción podrá controlarse independientemente del refrigerante de la primera etapa de reacción. Como alternativa, el refrigerante de la segunda etapa de reacción podrá controlarse con el refrigerante de la primera etapa de reacción.
En al menos una realización, el ISHX podrá comprender un refrigerante del lateral de la carcasa. El refrigerante del ISHX se podrá controlar por separado o junto con el refrigerante de la primera etapa de reacción. En al menos una realización, el refrigerante del ISHX se controla independientemente del refrigerante de la primera etapa de reacción. De acuerdo con al menos una realización, el refrigerante del ISHX mantiene la temperatura del gas de trabajo que abandona el ISHX entre 240 °C y 280 °C.
En al menos una realización de la presente descripción, los tubos de reacción Rl y R2 pueden tener un diámetro o un área de la sección transversal diferentes. Por ejemplo, los tubos de reacción R2 podrán ser más grandes que los tubos de reacción Rl. Como alternativa, los tubos de reacción Rl y R2 podrán tener el mismo diámetro o área de la sección transversal. En al menos una realización, los tubos de reacción R2 podrán tener un área de la sección transversal al menos un 25% superior al área de la sección transversal de los tubos de reacción Rl. En una realización adicional, los tubos de reacción R2 podrán tener un área de la sección transversal al menos un 50% superior al área de la sección transversal de los tubos de reacción Rl.
En al menos una realización, los tubos de reacción Rl podrán tener un diámetro de 22.3 mm (0.878 in) o menos. En otras realizaciones, los tubos de reacción Rl podrán tener un diámetro superior a 22.3 mm (0.878 in), tal como, por ejemplo, 25.4 mm (1 in) o más.
En al menos una realización, el diámetro interno de los tubos de la segunda etapa de reacción dentro del reactor SSOI podrán ser superiores a 22.3 mm. En al menos una realización, los tubos de reacción Rl y R2 tienen un diámetro superior a 22.3 mm (0.878 in). En una realización adicional, el diámetro interno de los tubos de la segunda etapa de reacción dentro del reactor SSOI está comprendido entre 23.6 y 50 mm. En al menos una realización, el diámetro interno de los tubos de la segunda etapa de reacción dentro del reactor SSOI es de al menos 25.4 mm (1 in). De acuerdo con una realización de la presente descripción, los tubos de la segunda etapa de reacción no tienen una longitud superior a 4500 mm (177 in).
El impacto negativo en la eliminación del calor de tubos con un diámetro mayor se puede compensar mediante los ajustes apropiados en una o más de otras variables del diseño, tales como, por ejemplo, el número de los deflectores del lateral de la carcasa, la geometría y situación del deflector, la disposición de la lámina tubular y el espacio entre los tubos (también conocido como separación entre los tubos), la velocidad de circulación de la sal refrigerante y la temperatura de suministro de la sal refrigerante. Por ejemplo, en una realización, se emplean velocidades bajas de circulación de la sal a través de la carcasa del reactor y se minimiza de esta manera la energía requerida por las bombas de circulación de la sal; una filosofía del diseño de este tipo podrá dar como resultado, generalmente, una subida de la temperatura de la sal a lo largo de la carcasa del reactor (temperatura de salida de la sal respecto a la temperatura de entrada) de hasta de hasta 14-17 °C (25-30 °F). En una realización alternativa, se utilizan velocidades de circulación de la sal elevadas y el incremento de la temperatura de la sal a lo largo de la carcasa del reactor se reduce al intervalo de tan solo 1-3 °C (2-5 °F).
Este tipo de ajustes del diseño los puede realizar un experto en la téenica del diseño de intercambiadores de calor, utilizando un software de diseño comercializado por HTRI o similares; como alternativa, para los servicios de diseño de sistemas refrigerantes se pueden contratar externamente compañías de fabricación de reactores establecidas tales como, por ejemplo, MAN Turbo AG (anteriormente Deggendorfer Werft und Eisenbau GmbH), que utilizarán sus propias normas y metodologías de diseño arraigadas.
De manera similar, el número de tubos de reacción R1 y R2 puede ser idéntico o diferente. En al menos una realización, el número de tubos de reacción Rl podrá ser superior al número de tubos de reacción R2. En al menos una realización adicional, el número de tubos de reacción Rl podrá ser superior al número de tubos de reacción R2, y los tubos de reacción R2 podrán tener un diámetro o un área de la sección transversal superior al de los tubos de reacción Rl.
Los reactores SSOI descritos en la presente se podrán configurar para funcionar con flujo ascendente o con flujo descendente. En al menos una realización, los reactores SSOI se configuran para funcionar con un flujo ascendente. En un reactor SSOI de flujo ascendente, el cabezal del reactor de entrada se ubica en la parte inferior y el cabezal del reactor de salida se ubica en la parte superior del reactor SSOI.
En al menos una realización, la región OIS comprende un suministro de oxidante suplementario. Cuando el suministro de oxidante suplementario está presente, la región OIS podrá comprender además un montaje de mezcla del oxidante suplementario.
En las realizaciones donde se produce ácido acrilico a partir de la oxidación de propileno, el tiempo de permanencia combinado dentro del ISHX y de la OIS (conocido en la presente como el "tiempo de permanencia entre las etapas") es de 3 segundos o inferior. En al menos una realización, el tiempo de permanencia dentro del ISHX es inferior a 1.5 segundos.
En al menos una realización, los gases de trabajo del reactor SSOI en funcionamiento se pueden monitorizar para determinar la concentración de propileno que no ha reaccionado y la concentración de acroleina que no ha reaccionado utilizando al menos un analizador en linea tal como, por ejemplo, uno o más de los siguientes: cromatógrafo de gases, un analizador del infrarrojo cercano ("NIR", por sus siglas en inglés), un analizador de láser de diodos sintonizable ("TDL", por sus siglas en inglés), o un espectrógrafo Raman, y las temperaturas del suministro de la sal a la primera etapa de reacción y la segunda etapa de reacción se pueden ajustar para controlar las conversiones de propileno y acroleina. En una realización, la temperatura del suministro de la sal refrigerante de la primera etapa (TsaiRi) se podrá ajustar para mantener una conversión de propileno de un 94% o superior, de un 95% o superior o de un 96.5% o superior.
En otra realización, la temperatura de suministro de la sal refrigerante de la primera etapa (TsaiRi) se puede ajustar para mantener la concentración de propileno que no ha reaccionado en el gas con el producto del reactor SSOI entre un 0.05 y un 0.35% molar, tal como, por ejemplo, entre 0.13 -0.26% molar. En una realización, la temperatura del suministro de la sal refrigerante de la segunda etapa (TsaiR2) se podrá ajustar para mantener una conversión de acroleina de un 98% o superior, tal como de un 99% o superior o de un 99.5% o superior.
En otra realización, la temperatura de suministro de la sal refrigerante de la segunda etapa (TsaiR2) se puede ajustar para mantener la concentración de acroleina que no ha reaccionado en el gas con el producto del reactor SSOI en 500 ppm como máximo, tal como, por ejemplo, 300 ppm como máximo.
En al menos una realización, se pueden proporcionar dispositivos de medición de la temperatura tales como termopares o Dispositivos de Temperatura Resistivos (RTD, por sus siglas en inglés) dentro de los sistemas de reacción para monitorizar las condiciones de funcionamiento del proceso y para actuar opcionalmente como sensores dentro de los sistemas instrumentados de seguridad (SIS) para el sistema de reacción. Todos los termopares de tipo E, tipo J y tipo K, individuales y multipunto son adecuados para su utilización con el reactor SSOI de la presente invención y se pueden adquirir de varios proveedores comerciales, incluidos STI manufacturing Inc. of Willis, Texas EE. UU.; atlow Electric Manufacturing Company de S. Luis, Missouri EE. UU.; Sandelius Instruments, Inc de Houston, Texas EE. UU. y Gayesco International Inc. de Pasadena, Texas EE. UU.
Opcionalmente, se pueden colocar uno o más termopares dentro de uno o más de los siguientes elementos: cabezal de entrada, cabezal de salida, canalizaciones de entrada, canalizaciones de salida y región entre las etapas abierta. En una realización, se pueden colocar varios termopares dentro del cabezal de entrada del reactor para su uso con un sistema de parada SIS. De acuerdo con al menos una realización, se podrán instalar al menos 4 termopares dentro de la región entre las etapas abierta y estos termopares podrán estar distribuidos de manera uniforme a lo largo de la región entre las etapas. Además, opcionalmente, los termopares podrán estar unidos directamente a las láminas tubulares dentro del reactor.
Se pueden utilizar varios termopares para el proceso multipunto dentro de los tubos del reactor para monitorizar la temperatura del catalizador lateral del proceso a distancias variables a lo largo del eje del tubo. En al menos una realización, se pueden colocar varios termopares para la sal multipunto dentro de los tubos del reactor para monitorizar la temperatura de la sal en el lateral de la carcasa a lo largo de la longitud del reactor. Sin embargo, cabe señalar que no pueden coexistir un termopar para el proceso multipunto y un termopar para la sal multipunto en el mismo tubo del reactor.
En una realización, se utiliza un montaje para el termopar para el proceso multipunto, que comprende 14 uniones para el termopar ubicadas a intervalos variables a lo largo de su longitud, y alojadas dentro de una envoltura con un diámetro exterior de 3.2 mm, dentro de un tubo de la primera etapa de reacción con un diámetro interno de 22.3 mm. En otra realización, se utiliza un montaje para el termopar para el proceso multipunto, que comprende al menos 10 uniones para el termopar ubicadas a intervalos idénticos a lo largo de su longitud, y alojadas dentro de una envoltura con un diámetro exterior de 6 mm, dentro de un tubo de la primera etapa de reacción con un diámetro interno de 25.4 mm. En cualquiera de las reivindicaciones, el montaje para el termopar para el proceso se puede orientar en la dirección de la linea central del tubo del reactor y el catalizador y los componentes inertes se pueden colocar dentro del espacio anular restante del tubo.
En al menos una realización, se pueden dotar al menos 4 tubos del reactor con este tipo de montajes para el termopar para el proceso multipunto tal como, por ejemplo, al menos 6 tubos o al menos 10 tubos. De manera similar, en una realización, se utiliza un montaje para el termopar para la sal multipunto, que comprende 4 uniones para el termopar ubicadas a intervalos idénticos a lo largo de su longitud, y alojadas dentro de una envoltura con un diámetro exterior de 3.2 mm, dentro de un tubo de la primera etapa de reacción con un diámetro interno de 22.3 mm.
En una realización alternativa, se puede utilizar un montaje para el termopar para la sal multipunto, que comprende al menos 3 uniones para el termopar ubicadas a intervalos idénticos a lo largo de su longitud, y alojadas dentro de una envoltura con un diámetro exterior de 6 mm, dentro de un tubo de la primera etapa de reacción con un diámetro interno de 25.4 mm. Se pueden dotar al menos 4 tubos del reactor con este tipo de montajes para el termopar para la sal multipunto tal como, por ejemplo, al menos 6 tubos o al menos 10 tubos. En una realización, el montaje del termopar para la sal se puede orientar en la dirección de la linea central del tubo del reactor, se colocan esferas inertes dentro del espacio anular restante del tubo y se coloca un tapón o tapa que se puede sellar al menos en el extremo aguas arriba del tubo para prevenir el flujo axial del gas de trabajo a lo largo del tubo. En una realización alternativa, el montaje del termopar para la sal se puede orientar en la dirección de la linea central del tubo del reactor y se pueden colocar partículas inertes con un diámetro pequeño (p. ej., un diámetro de 4 itim como máximo), tales como, por ejemplo, arena, polvo de alúmina o gravilla de carburo de silicio, dentro del espacio anular restante del tubo para proporcionar una resistencia elevada al flujo axial del gas de trabajo; una realización de este tipo podrá comprender adicionalmente un tapón o tapa que se puede sellar al menos en el extremo aguas arriba del tubo.
En una realización, se puede utilizar un montaje para el termopar para el proceso multipunto, que comprende al menos 8 uniones para el termopar ubicadas a intervalos variables a lo largo de su longitud, y alojadas dentro de una envoltura con un diámetro exterior de 3.2 m , dentro de un tubo de la segunda etapa de reacción con un diámetro interno de 22.3 mm. En otra realización, se puede utilizar un montaje para el termopar para el proceso multipunto, que comprende al menos 10 uniones para el termopar ubicadas a intervalos idénticos a lo largo de su longitud, y alojadas dentro de una envoltura con un diámetro exterior de 6 mm, dentro de un tubo de la segunda etapa de reacción con un diámetro interno de 25.4 mm.
El montaje para el termopar para el proceso se puede orientar en la dirección de la linea central del tubo del reactor y el catalizador y los componentes inertes se pueden colocar dentro del espacio anular restante del tubo. En al menos una realización, se dotan al menos 4 tubos del reactor con este tipo de montajes para el termopar para el proceso multipunto tal como, por ejemplo, al menos 6 tubos o al menos 10 tubos. De manera similar, en una realización, se puede utilizar un montaje para el termopar para la sal multipunto, que comprende al menos 2 uniones para el termopar ubicadas a intervalos idénticos a lo largo de su longitud, y alojadas dentro de una envoltura con un diámetro exterior de 3.2 mm, dentro de un tubo de la segunda etapa de reacción con un diámetro interno de 22.3 mm.
En una realización alternativa, se puede utilizar un montaje para el termopar para la sal multipunto, que comprende al menos 3 uniones para el termopar ubicadas a intervalos idénticos a lo largo de su longitud, y alojadas dentro de una envoltura con un diámetro exterior de 6 mm, dentro de un tubo de la segunda etapa de reacción con un diámetro interno de 25.4 mm. En al menos una realización, se pueden dotar al menos 4 tubos del reactor con este tipo de montajes para el termopar para la sal multipunto tal como, por ejemplo, al menos 6 tubos o al menos 10 tubos. En una realización, el montaje del termopar para la sal se puede orientar en la dirección de la linea central del tubo del reactor, se colocan esferas inertes dentro del espacio anular restante del tubo y se coloca un tapón o tapa que se puede sellar al menos en el extremo aguas arriba del tubo para prevenir el flujo axial del gas de trabajo a lo largo del tubo. En una realización alternativa, el montaje del termopar para la sal se puede orientar en la dirección de la linea central del tubo del reactor y se colocan partículas inertes con un diámetro pequeño (p. ej., un diámetro de 4 mm como máximo), tales como, por ejemplo, arena, polvo de alúmina o gravilla de carburo de silicio, dentro del espacio anular restante del tubo para proporcionar una resistencia elevada al flujo axial del gas de trabajo; una realización de este tipo podrá comprender opcionalmente un tapón o tapa que se puede sellar al menos en el extremo aguas arriba del tubo.
Las Figuras la, Ib y le combinadas representan una realización de un diseño de un reactor con una región entre las etapas abierta con una única carcasa ("SSOI"). El reactor de esta realización tiene un diámetro de la carcasa de aproximadamente 5600 mm (18.4 pies) y una longitud global de más de 15 240 mm (50 pies). Con unas tasas de alimentación típicas y una velocidad espacial del gas de alimentación de 1770 hr1 (determinada a 0 °C y 1 atm), el reactor de esta realización tiene una capacidad de producción anual nominal de aproximadamente 100 kT de ácido acrilico.
Los gases de alimentación (que comprenden, por ejemplo, propileno, vapor, oxigeno y nitrógeno) entran en el reactor por la parte superior (remítase a la Figura la), fluyen verticalmente hacia abajo a lo largo del reactor y abandonan el reactor por su parte inferior. Por lo tanto, esta disposición es una configuración del proceso con flujo descendente.
Las secciones principales del reactor incluyen el cabezal de entrada 100, la primera etapa de reacción 110 ("Rl"), el intercambiador de calor entre las etapas 130 ("ISHX"), la región entre las etapas abierta 150, la segunda etapa de reacción 160 ("R2") y el cabezal de salida 180. A menos que se especifique lo contrario, todos los componentes del reactor pueden estar fabricados con acero al carbono, tal como, por ejemplo, acero al carbono ASME SA-516 de grado 70.
La interfaz entre las secciones adyacentes, identificadas en las figuras como 105, 125, 145, 155 y 175, podrán comprender conexiones permanentes (p. ej., soldadas) o podrán comprender opcionalmente conexiones separables, tales como conexiones con pestañas aseguradas con varios fijadores tales como, por ejemplo, pasadores o pinzas. En la realización de la Figura la, las inferfaces 105 y 175 son conexiones separables, lo que permite que el cabezal de entrada 100 y el cabezal de salida 180 se separen fácilmente para sustituir el catalizador, mientras que las interfaces 125, 145 y 155 son conexiones soldadas.
En esta realización, el cabezal de entrada 100 del reactor se fabrica con acero inoxidable 316 para tener una resistencia a la corrosión adicional. Tanto el cabezal de entrada 100 como el cabezal de salida 180 del reactor también incorporan componentes opcionales para el control de la temperatura (no se muestran), tales como, por ejemplo, elementos electrocopiadores, camisas calefactoras por vapor y espirales de transferencia de calor por los que circula una sal, para su uso en el mantenimiento de temperaturas superficiales internas por encima de la temperatura de rocío del flujo del gas de trabajo. También puede emplear aislamiento externo en los cabezales del reactor así como también en cualquier otro punto de la carcasa del reactor y sistemas de canalizaciones asociados.
El cabezal de entrada 100 y el cabezal de salida 180 del reactor se pueden equipar adicionalmente con uno o más dispositivos de emergencia para aliviar la presión opcionales (no se muestran), tales como, por ejemplo, válvulas de seguridad de la presión (PSV, por sus siglas en inglés) o discos de ruptura. En algunas realizaciones, se podrán instalar este tipo de dispositivos de emergencia para aliviar la presión en las canalizaciones de entrada y/o de salida conectadas al reactor.
En referencia de nuevo a la Figura la, la primera etapa de reacción 110 tiene una longitud de 4600 (15 pies) y contiene varios tubos de acero al carbono sin soldaduras, representados de manera general en la figura como 115a, 115b, 115c. El extremo de entrada de cada tubo en la primera etapa de reacción se puede unir, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular de entrada de R1 (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la conexión separable 105). Cada tubo dentro de la primera etapa de reacción 110 se extiende a lo largo del deflector entre las etapas 126 (remítase a la Figura Ib) y pasa en su totalidad a través del intercambiador de calor entre las etapas 130, el cual tiene una longitud de 2100 mm (6.9 pies). Esto significa que el segmento del tubo 135a constituye el extremo inferior del tubo 115a, el segmento del tubo 135b constituye el extremo inferior del tubo 115b, el segmento del tubo 135c constituye el extremo inferior del tubo 115c y así sucesivamente. Como resultado, la longitud real de estos tubos continuos coaxialmente es de 6700 mm (22 pies), equivalente a la distancia entre la conexión separable 105 y la conexión soldada 145. El extremo de salida de cada segmento del tubo 135a, 135b, 135c, se puede unir, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular del ISHX (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la conexión soldada 145). Esta característica del diseño, en el cual los tubos de la primera etapa de reacción forman un todo continuo con los tubos del intercambiador de calor entre las etapas, y donde tanto la primera etapa de reacción como el intercambiador de calor entre las etapas comparten una carcasa del recipiente común, se denomina en la presente intercambiador de calor entre las etapas integrado. Cabe señalar que el deflector 126 entre las etapas difiere de una lámina tubular pura en que no hay uniones entre el tubo y el deflector (p. ej., soldadas); en su lugar, las perforaciones a lo largo del deflector entre las etapas 126 tienen un diámetro interno ligeramente mayor que el diámetro exterior de los tubos (115 a, b, c), de modo que se forma alrededor de cada tubo una pequeña separación anular (no se muestra) de entre 0.25 y 2.5 mm. Debido a esta separación anular, se puede pasar de forma continua un volumen pequeño de una sal refrigerante para el ISHX (que se suministra preferentemente con una presión ligeramente más elevada que la sal refrigerante Rl) a través del deflector entre las etapas e incorporarse a la circulación de la sal refrigerante R1. Una vez que disponga del contenido de la presente descripción, el experto en la téenica de la ingeniería de procesos podrá especificar fácilmente medios para recielar un volumen apropiado de sal desde el sistema de circulación R1 de vuelta al sistema de circulación del ISHX y no es necesario describirlos con más detalle en la presente.
En esta realización, la lámina tubular de entrada en R1 tiene un diámetro de 5517 mm (18.1 pies) y comprende 22 000 tubos. La Figura le representa la disposición de la lámina tubular de entrada en R1 vista desde arriba. Esta vista muestra que existe una región circular (indicada por el círculo discontinuo) en el centro de la lámina tubular en la cual no hay tubos; esta región circular vacía tiene un diámetro de aproximadamente 1144 mm (3.75 pies). Los tubos tienen un diámetro interno de 22.3 mm (0.878") y un diámetro externo de 26.9 mm (1.060"). Los tubos de disponen según un patrón triangular de 60 grados, con una separación en la lámina tubular de 34 mm (1.34"), lo que da como resultado una distancia entre los tubos de 7 m (0.275"). A partir de estas dimensiones, se puede calcular la relación del espaciado entre los tubos (t) respecto al diámetro externo del tubo (da), según se define en la patente de los EE. UU.7 226 567: t = (26.9 + 7) y da = (26.9), por lo tanto t /da = 1.26 Muchos catalizadores para Rl están comercializados y son adecuados para su uso en el aparato de reacción SSOI de la presente invención. Los ejemplos incluyen, sin carácter limitante, los catalizadores de primera etapa (Rl) ACF, ACF-2, ACF-4, ACF-7 y ACF-8, comercializados todos por Nippon Shokubai de Japón, y YX-38, YX-111 y YX-129, comercializados todos por Nippon Kayaku de Japón. Algunos de estos catalizadores para Rl están disponibles en más de un tamaño, por ejemplo, el catalizador ACF-7 está disponible como cilindros de dimensiones grandes y pequeñas, denominados en la presente ACF-7L (grande) y ACF-7S (pequeño), y se podrán utilizar individualmente o combinados. Algunas porciones de los tubos Rl también pueden contener componentes inertes tales como, por ejemplo, esferas Denstone 57 de 6.4 mm (0.25 pulgadas) (se pueden adquirir de Norton Chemical Process Products Corp, Akron OH, EE. UU.), para crear zonas de precalentamiento o de enfriamiento en ubicaciones especificas dentro de cada tubo. La selección y la instalación de los catalizadores Rl y de los componentes inertes apropiados en los tubos de la primera etapa de reacción son parte de las competencias del experto en la téenica.
Se pueden colocar accesorios insertados inductores de turbulencias y con una fracción de huecos elevada dentro de los segmentos del tubo (135 a, b, c) del intercambiador de calor entre las etapas para potenciar la transferencia de calor sin que se acumulen elementos que promueven el depósito de residuos. Por "fracción de huecos elevada" se entiende que la fracción de huecos es superior a un 85% y preferentemente la fracción de huecos es superior a un 90%. En esta realización especifica, una banda metálica helicoidal, denominada en la presente accesorio insertado "retorcido", se coloca dentro de cada tubo. Cada accesorio insertado retorcido se fabrica a partir de una banda rectangular única de acero al carbono con un grosor de 1.57 mm (0.062 in) que tienen una anchura de 19.1 mm (0.750 in) y una longitud de 2057 mm (81 in). La banda se puede retorcer mecánicamente alrededor de su eje largo para obtener una geometría helicoidal uniforme que comprende una revolución de 360 grados por pie de longitud (305 mm) y una longitud final de 2032 mm (80 in). A continuación se puede formar un anillo metálico con un diámetro exterior de 17.5 mm (11/16 in) a partir de un alambre con un diámetro de 1.6 mm (1/16 in) y unido al extremo aguas arriba del elemento retorcido, orientado perpendicularmente respecto al eje largo del inserto retorcido, con el fin de facilitar la colocación del accesorio insertado inductor de turbulencias dentro del tubo.
En algunas realizaciones, también se puede fijar una pieza de malla metálica de 8x8, que comprende alambre de 0.035 in (0.9 m ), al anillo metálico en el extremo del accesorio insertado retorcido para formar una barrera plana a través de la cual pasa el flujo, y para permitir de esta manera que el extremo aguas arriba del accesorio insertado retorcido actúe como un dispositivo de retención del catalizador. Los accesorios insertados retorcidos resultantes pueden tener una fracción de huecos de aproximadamente un 92% y un diámetro externo eficaz que es aproximadamente un 85% del diámetro interno de los tubos del reactor de esta realización, lo que permite que se instalen y se retiren a mano fácilmente. Una vez que se disponga del contenido de la presente descripción, será evidente que los accesorios insertados retorcidos también se podrán fabricar para su uso en tubos con un diámetro interno diferente. En al menos una realización, la anchura de la banda metálica inicial (y el diámetro exterior del anillo aguas arriba unido) está comprendida entre un 80 y un 99.5% del diámetro interno del tubo .
En otras realizaciones, se pueden utilizar accesorios insertados retorcidos modificados antes que fijar una malla metálica 8x8 a los elementos retorcidos. Este tipo de accesorios insertados retorcidos modificados podrán comprender un resorte para retener el catalizador cónico (remítase a la Figura Id) soldado al extremo aguas arriba de uno de los accesorios insertados retorcidos descritos previamente. Cuando se utiliza en un tubo de ISHX con un diámetro interno de 22.3 mm (0.878 in), el resorte cónico puede tener, por ejemplo, un diámetro externo superior, dTS, de 6.1 mm (0.241 in) y un diámetro externo inferior, dBs de 19.1 mm (0.75 in) - igual al diámetro eficaz del accesorio insertado retorcido. El resorte para retener el catalizador cónico puede estar fabricado, por ejemplo, con once espirales de alambre de acero inoxidable con un diámetro de 1.47 mm (0.058 in) espaciadas uniformemente para formar un resorte cónico con una altura global (hs) de 25.4 mm (1 in) y un espaciamiento entre las espirales lo suficientemente estrecho para permitir que el extremo aguas arriba del accesorio insertado retorcido modificado actúe como un dispositivo de retención del catalizador.
En al menos una realización, los accesorios insertados retorcidos se pueden instalar combinados con un dispositivo de retención que se puede retirar tal como, por ejemplo, un elemento de sujeción del catalizador del tipo ilustrado en la Fig. le, que están comercializados por MAN Turbo AG (anteriormente Deggendorfer Werft und Eisenbau GmbH) de Oberhausen, Alemania, con el fin de retenerlos dentro de los extremos de los tubos del reactor en las condiciones de flujo del proceso.
Aunque la presente realización utiliza accesorios insertados retorcidos dentro del intercambiador de calor entre las etapas, se han descrito en la bibliografía varios accesorios insertados inductores de turbulencias alternativos y muchos están comercializados para su uso en los tubos de un intercambiador de calor. Una vez que disponga del contenido de la presente descripción, será parte de las competencias del experto en la téenica seleccionar los accesorios insertados inductores de turbulencias con una fracción de huecos elevada adecuados para su uso en el diseño del reactor SSOI de la presente invención; también deberá sobreentenderse que, en al menos una realización, la expresión "accesorios insertados inductores de turbulencias con una fracción de huecos elevada" no pretende englobar materiales inertes de tipo particulado tales como, por ejemplo, esferas inertes Denstone 57, que tienen un volumen de la fracción de huecos típico inferior a un 50%. Los ejemplos de accesorios insertados inductores de turbulencias con una fracción de huecos elevada comercializados incluyen, sin carácter limitante, alambres que producen turbulencias, descritos en la patente de los EE. UU. N.° 4201 736 y comercializados por Ormiston Wire Ltd en Isleworth, Inglaterra; elementos de mezcladoras estáticas Kenics, comercializados por Chemineer, Inc. de Dayton, Ohio EE. UU.; y cintas retorcidas, comercializadas por Koch Heat Transfer Company, LP de Houston, Texas, EE. UU.
En al menos una realización, la región entre las etapas abierta 150 tiene, por ejemplo, un diámetro de 5517 mm (18.1 ft) y una longitud de 2100 mm (6.9 ft). De acuerdo con al menos una realización del diseño del reactor SSOI de la presente invención, la región entre las etapas abierta se rellena, al menos parcialmente, con uno o más materiales estables inertes con un área superficial elevada 151, en una cantidad suficiente para proporcionar un área superficial total de al menos 930 m2 (10000 ft2) para retirar elementos que promueven el depósito de residuos tal como, por ejemplo, al menos 2790 m2 (30000 ft2) o 3720 m2 (40000 ft2).
En el menos una realización, los materiales inertes podrán comprender al menos un tipo de material seleccionado a partir del grupo constituido por cerámica, mineral, metal y polímero.
En al menos una realización relacionada con procesos en los que se oxida propileno para obtener ácido acrilico, se pueden escoger los materiales estables a partir de materiales tolerantes a temperaturas de hasta aproximadamente 365 °C, presiones de hasta aproximadamente 3 atm y compuestos químicos tales como, por ejemplo, propileno, ácido acrilico, monóxido de carbono, ácido acético y acroleína. Los ejemplos de materiales estables, inertes, adecuados para su uso en el reactor SSOI de la presente invención incluyen, sin carácter limitante, acero al carbono, acero inoxidable 316, monel, alúmina, sílice, carburo de silicio y porcelana.
Los ejemplos de materiales estables, inertes con un área superficial elevada incluyen, sin carácter limitante, anillos Raschig de aluminio de 6 x 6 mm, esferas de carburo de silicio con un diámetro de 5 mm, espuma de cerámica con celdas abiertas con 20 poros por pulgada (ppi, por sus siglas en inglés), anillos Pall de acero inoxidable con un diámetro de 16 mm (5/8 in), o Medio 1.5 MacroTrap™ de 13 mm (se puede adquirir de Norton Chemical Process Products Corp, Akron OH, EE. UU.). Obviamente, teniendo en cuenta la información contenida en la presente, será parte de las competencias del experto en la téenica de la ingeniería de procesos la selección de otros materiales estables inertes, con un área superficial elevada, adecuados no mencionados específicamente en la presente, para su uso en el reactor SSOI de la invención.
La carcasa de la región entre las etapas abierta 150 podrá comprender dos conductos de visita inferiores con un diámetro de 832 mm (32.75 in) (no se muestran en la Figura la), en caras laterales opuestas del reactor (separadas 180 grados), situados de modo que la linea central del conducto de visita inferior esté ubicada a una distancia de aproximadamente 500 mm (19.7 in) de la lámina tubular de entrada de R2 155. Adicionalmente, la carcasa de la región entre las etapas abierta 150 podrá comprender dos conductos de visita superiores con un diámetro de 667 mm (26.26 in) (no se muestran en la Figura la), en caras laterales opuestas del reactor (separadas 180 grados), situados de modo que la linea central del conducto de visita esté ubicada a una distancia de aproximadamente 420 mm (16.5 in) de la lámina tubular del ISHX 145. Estos conductos de visita pueden proporcionar acceso al personal al interior de la región entre las etapas abierta 150 para sustituir el catalizador y para otros trabajos de mantenimiento. Los conductos de visita superiores también se podrán emplear beneficiosamente para transferir materiales particulados - tales como, esferas, cilindros, comprimidos, bolitas y gránulos de relleno suelto - en la región entre las etapas abierta. En esta realización, se colocan esferas cerámicas a granel EnviroStone 66 con un diámetro de 38 mm (1.5 in) (se pueden adquirir de Crystaphase Technologies, Inc de Houston Texas EE. ÜU.) en tolvas de abastecimiento, conectadas por medio de conductos temporales a los conductos de visita superiores, y a continuación se transfieren a la región entre las etapas abierta "vertiéndolas" bajo la influencia de la gravedad.
Cuando se ha completado la transferencia, las esferas, que se autoensamblan tras el vertido en un lecho con una fracción de huecos de aproximadamente un 40% y un área superficial respecto al volumen del cuerpo de 94.5 m2 por metro cúbico (28.8 ft2 por pie cúbico), ocupan aproximadamente un 93% del volumen dentro de la región entre las etapas abierta, lo que deja un espacio vacio de aproximadamente 150 mm (6 in) entre la parte superior de la capa EnviroStone 66 y la superficie inferior de la lámina tubular del ISHX. El lecho resultante de esferas cerámicas tiene una profundidad promedio de 1957 mm (6.4 ft) y ocupa un volumen del cuerpo de 46.7 m3 (1650 ft3), y proporciona de esta manera más de 4400 m2 (47 300 ft2) de área superficial para la eliminación de los elementos que promueven el depósito de residuos.
En la realización anterior, la segunda etapa de reacción 160 tiene una longitud de 4500 mm (14.76 ft) y contiene varios tubos de acero al carbono sin soldaduras, representados de manera general en la figura como 165a, 165b, 165c. El extremo de entrada de cada tubo en la segunda etapa de reacción se puede unir, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular de entrada de R2 (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la conexión soldada 155). El extremo de salida de cada sección del tubo 165a, 165b, 165c, se puede unir, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular de salida de R2 (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la conexión separable 175).
La lámina tubular de entrada en R2 de esta realización tiene un diámetro de 5517 m (18.1 pies) y comprende 22 000 tubos. La disposición de la lámina tubular de entrada en R2 es la misma que la de la lámina tubular de entrada en R1 (remítase a la Figura le), incluida la región circular vacía en el centro de la lámina tubular en la cual no hay tubos; esta región circular vacía también tiene un diámetro de 1144 mm (3.75 ft). Los tubos dentro de la segunda etapa de reacción tienen un diámetro interno de 22.3 mm (0.878 in) y un diámetro externo de 26.9 mm (1.060 in). Los tubos se disponen según un patrón triangular de 60 grados, con una separación en la lámina tubular de 34 mm (1.34 in), lo que da como resultado una distancia entre los tubos de 7 mm (0.275 in) .
Muchos catalizadores para R2 están comercializados y son adecuados para su uso en el aparato de reacción SSOI de la presente invención. Los catalizadores para la segunda etapa (R2) adecuados incluyen, sin carácter limitante, ACS, ACS-2, ACS-6, ACS-7 y ACS-8, comercializados por Nippon Shokubai de Japón y T-202, comercializado por Nippon Kayaku de Japón.
Algunos de estos catalizadores también están disponibles en más de un tamaño, por ejemplo, el catalizador ACS-7 está disponible como esferas con diámetros grandes y pequeños, denominados en la presente ACS-7L (grande) y ACS-7S (pequeño), y se podrán utilizar individualmente o combinados. Algunas porciones de los tubos R2 también podrán contener materiales inertes tales como, por ejemplo, esferas con un soporte de silice-alúmina con un diámetro de 5 mm (5/16 pulgadas) (denominadas "SA-5218" y que se pueden adquirir de Norton Chemical Process Products Corp, Akron OH, EE. UU.), para crear zonas de precalentamiento o de enfriamiento en ubicaciones especificas dentro de cada tubo. La selección y la instalación de los catalizadores R2 y de los componentes inertes apropiados en los tubos de la segunda etapa de reacción son parte de las competencias del experto en la téenica .
En esta realización, los accesorios insertados retorcidos dentro del intercambiador de calor entre las etapas, asi como también el catalizador de la segunda etapa de reacción (R2), se retienen en los tubos del reactor utilizando paneles con soporte para el catalizador en forma de gravilla que comprenden malla metálica. La utilización de los paneles con soporte para el catalizador en forma de gravilla que comprenden malla metálica proporcionan un ahorro considerable en tiempo y mano de obra durante la instalación y retirada del catalizador en comparación con la utilización de elementos de sujeción del catalizador tradicionales u otros medios de retención en el tubo. En esta realización especifica, los paneles con soporte para el catalizador en forma de gravilla que comprenden segmentos de malla metálica de 2.7 formados con alambre con un diámetro de 0.6 mm. Los segmentos de malla metálica se sueldan con una placa de soporte de 15 mm (0.6 in) de ancho, que comprende varios orificios con un diámetro de 22.3 con un patrón que coincide con la geometría específica de la lámina tubular de salida de R2; esto da como resultado un conjunto de paneles con soporte para el catalizador en forma de gravilla generalmente rectangulares, con unas dimensiones rectangulares de aproximadamente 918 mm x 471 mm (36 in x 18.5 in); los paneles que se han de ajustar a lo largo de la circunferencia de la lámina tubular del reactor deben, obviamente, desviarse de una forma rectangular pura debido a la presencia de uno o más arcos y, por lo tanto, delimitan un área algo más pequeña que los paneles rectangulares completos.
En esta realización, se emplean un total de 60 paneles con soporte para el catalizador en forma de gravilla para retener el catalizador R2 dentro de los tubos de la segunda etapa de reacción. Antes de la introducción del catalizador en los tubos del reactor, cada panel con soporte para el catalizador en forma de gravilla se puede situar con la malla metálica en contacto directo con la superficie inferior de la lámina tubular de salida de R2 y el panel se puede asegurar con pasadores que pasan a través de regiones sólidas del panel y que se anclan directamente en la lámina tubular. En al menos una realización, los pasadores se pueden unir permanentemente a la lámina tubular de salida de R2 y tienen una longitud perpendicular expuesta suficiente para extenderse completamente a lo largo del panel con soporte para el catalizador en forma de gravilla; a continuación el panel con el soporte para el catalizador en forma de gravilla se puede asegurar en su sitio utilizando fijadores metálicos separables que comprenden dos púas, tales como pasadores de chaveta. El extremo de cada pasador comprende un orificio que se extiende perpendicularmente respecto al eje del pasador, a través del cual pasan las púas del pasador de chaveta; las dos púas se doblan a continuación hacia afuera tras la instalación para asegurar el pasador de chaveta al pasador. Los accesorios insertados retorcidos también se retienen dentro de los tubos del intercambiador de calor entre las etapas utilizando paneles con soporte para el catalizador en forma de gravilla similares asegurados a la superficie inferior de la lámina tubular del ISHX con pasadores y pasadores de chaveta.
Aunque en la presente se describen en relación con el reactor SSOI de 22 000 tubos de esta realización, la utilización de paneles con soporte para el catalizador en forma de gravilla que comprenden malla metálica proporcionará beneficios aún mayores para los reactores SSOI comerciales a mayor escala, tales como, por ejemplo, reactores SSOI que comprenden 25 000 tubos, 30 000 tubos, 45000 tubos o más. Por lo tanto, en la presente invención, se prefiere en mayor medida retener el catalizador dentro de los tubos de reactores SSOI que comprendan 25000 tubos o más con paneles con soporte para catalizador en forma de gravilla que comprenden malla metálica. También será evidente, una vez se disponga de la presente descripción, que los paneles con soporte para el catalizador en forma de gravilla que comprenden malla metálica descritos en la presente se podrán incorporar de manera beneficiosa a otros diseños de reactores, tales como, por ejemplo, reactores tándem y reactores SRS. Por lo tanto, la presente invención, incluye además retener el catalizador dentro de los tubos de reactores tándem o de reactores SRS con paneles con soporte para catalizador en forma de gravilla que comprenden malla metálica .
En referencia ahora a la Figura Ib, esta realización del reactor SSOI de la invención comprende tres sistemas de circulación del refrigerante controlados de manera independiente, lo que proporciona la capacidad de ajustar individualmente la temperatura de cada sección refrigerada (110, 130, 160) según se necesite. La sal de transferencia de calor HITEC®, que se puede adquirir de Coastal Chemical Co. de Houston, Texas EE. UU., se utiliza como el medio refrigerante para los tres sistemas de circulación en esta realización. Los sistemas se denominan en la presente sistema de circulación de la sal Rl, que presta apoyo a la primera etapa de reacción 110; el sistema de circulación de la sal del ISHX, que presta apoyo al intercambiador de calor entre las etapas 130; y el sistema de circulación de la sal R2, que presta apoyo a la segunda etapa de reacción 160.
Conforme con la realización o realizaciones de la presente invención, una configuración del sistema refrigerante de este tipo podrá permitir que la temperatura del lateral del proceso del intercambiador de calor entre las etapas se controle independientemente de la temperatura del proceso de la primera etapa de reacción, lo que permite que el gas de trabajo que abandona el ISHX se mantenga a una temperatura de al menos 240 °C y de 280 °C como máximo. Aunque no es una característica esencial del diseño de la invención, esta realización también proporciona la capacidad de controlar la temperatura del lateral del proceso de la segunda etapa de reacción independientemente de la temperatura del proceso del intercambiador de calor entre las etapas; se utiliza una capacidad adicional de este tipo para controlar el funcionamiento del proceso de oxidación en al menos una realización de la presente invención.
Cada uno de los tres sistemas de circulación del refrigerante en esta realización podrá comprender una o más bombas de circulación de la sal, calderas de calor residual y canalizaciones de transferencia asociadas (no se muestran), a través de los cuales se puede recuperar el calor exotérmico de la reacción de oxidación para producir vapor como subproducto. El equipo opcional, tal como tanques de almacenamiento de la sal, calentadores de la sal caldeados con gas, recipientes de expansión térmicos integrales (también conocidos como salt bustles) y bombas de transferencia de la sal, también puede incluirse en el sistema de circulación de la sal. Además, cada uno de estos sistemas de circulación puede comprender instrumentación (no se muestra), tales como termopares y controles automáticos, tales como válvulas de control de flujo, para mantener la temperatura y la velocidad de circulación de la sal suministrada al reactor en los valores objetivo deseados.
Para el sistema de circulación de la sal R1 que presta apoyo a la sección 110, la sal refrigerada podrá entrar mediante las lineas de suministro R1 121 cerca de la parte inferior de la sección y se podrá distribuir uniformemente alrededor de la circunferencia del reactor mediante un canal de entrada (no se muestra) que comprende un medio para distribuir el flujo interno tal como uno o más deflectores, álabes de flujo, aliviaderos, retículas y distribuidores de placa perforada y aquel que se denomina habitualmente "colector de la sal inferior". Una vez dentro de la carcasa del reactor, la sal podrá fluir hacia arriba, atravesando repetidamente la carcasa del reactor en la dirección radial fluyendo alrededor de una serie de placas del lateral de la carcasa espaciadas uniformemente conocidas en la téenica del intercambio de calor como "deflectores segmentarios dobles" 122. Este patrón de flujo radial podrá garantizar un buen contacto de la sal con el tubo con el fin de lograr una eficacia elevada en la eliminación del calor de los tubos. Tras alcanzar la parte superior de la sección Rl, la sal caliente se podrá recoger mediante otro canal de salida circunferencial (no se muestra), que podrá comprender opcionalmente un medio para distribuir el flujo, denominado comúnmente "colector de la sal superior" y se puede transferir mediante las lineas de retorno Rl 123 a las calderas de calor residual (no se muestra).
Para el sistema de circulación de la sal del ISHX que presta apoyo a la sección 130, la sal refrigerada podrá entrar mediante las lineas de suministro del ISHX 141 cerca de la parte inferior de la sección y se podrá distribuir uniformemente alrededor de la circunferencia del reactor mediante un canal de entrada ("colector de la sal inferior", no se muestra) que comprende un medio para distribuir el flujo interno tal como uno o más deflectores, álabes de flujo, aliviaderos, retículas y distribuidores de placa perforada. Una vez dentro de la carcasa del reactor, la sal puede fluir hacia arriba, atravesando repetidamente la carcasa del reactor en la dirección radial fluyendo alrededor de una serie de deflectores segmentarios dobles 142 espaciados uniformemente. Tras alcanzar la parte superior de la sección del ISHX, la sal caliente se puede recoger mediante otro canal de salida circunferencial ("colector de la sal superior" - no se muestra), que podrá comprender opcionalmente un medio para distribuir el flujo y se transfiere mediante las líneas de retorno del ISHX 143 a las calderas de calor residual (no se muestra).
De manera similar, para el sistema de circulación de la sal R2 que presta apoyo a la sección 160, la sal refrigerada podrá entrar mediante las líneas de suministro R2 171 cerca de la parte inferior de la sección y se puede distribuir uniformemente alrededor de la circunferencia del reactor mediante un "colector de la sal inferior" (no se muestra) que comprende un medio para distribuir el flujo interno tal como uno o más deflectores, álabes de flujo, aliviaderos, retículas y distribuidores de placa perforada. Una vez dentro de la carcasa del reactor, la sal podrá fluir hacia arriba, atravesando repetidamente la carcasa del reactor en la dirección radial fluyendo alrededor de una serie de deflectores segmentarios dobles 172 espaciados uniformemente. Tras alcanzar la parte superior de la sección R2, la sal caliente se puede recoger mediante otro "colector de la sal superior" circunferencial (no se muestra), que podrá comprender opcionalmente un medio para distribuir el flujo y se transfiere mediante las líneas de retorno R2 173 a las calderas de calor residual (no se muestra).
La configuración en la que el refrigerante fluye moviéndose en una dirección por lo general opuesta al flujo del proceso (en este caso, la sal fluye hacia arriba a través de la carcasa a la vez que el gas de trabajo fluye hacia abajo a través de los tubos) se denomina normalmente circulación del refrigerante contracorriente. Cabe señalar que una configuración alternativa donde el refrigerante fluya generalmente hacia abajo a través de la carcasa y el gas de trabajo fluya hacia arriba a través de los tubos también se consideraría una circulación del refrigerante contracorriente. Además, aunque la presente realización comprende tres sistemas de circulación del refrigerante con la misma configuración, se debe reconocer que en algunos casos puede ser beneficioso configurar algunas de las circulaciones del refrigerante como contracorriente a la vez que las otras circulaciones dentro del mismo reactor se podrán configuran como a favor de la corriente; este tipo de configuraciones heterogéneas se conocen como circulaciones de refrigerante "híbridas".
En la Figura 2 se ilustra una configuración del proceso "de flujo ascendente" del reactor SSOI de la invención. Los gases de alimentación (que comprenden propileno, vapor, oxígeno y nitrógeno) entran en el reactor por la parte inferior fluyen verticalmente hacia arriba a lo largo del reactor y abandonan el reactor por su parte superior.
Las secciones principales del reactor incluyen el cabezal de entrada 200, la primera etapa de reacción 210 (también denominada en la presente "Rl"), el intercambiador de calor entre las etapas 230 (también denominado en la presente "ISHX"), la región entre las etapas abierta 250, la segunda etapa de reacción 260 (también denominada en la presente "R2") y el cabezal de salida 280. Todas las interfaces 225, 245 y 255 son conexiones permanentes (p. ej., soldadas), mientras que las interfaces 205 y 275 son conexiones separables, lo que permite que los cabezales del reactor 200 y 280 se separen para las operaciones de mantenimiento.
La primera etapa de reacción 210 contiene varios tubos, representados en general en la figura como 215a, 215b, 215c. El extremo de entrada de cada uno de estos tubos se une, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular de entrada de R1 (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición que la conexión separable 205). El intercambiador de calor entre las etapas 230 también contiene varios tubos, representados generalmente en la figura como 235a, 235b, 235c, y equivalentes en número, diámetro y posición a los tubos de la primera etapa de reacción. El extremo de salida de cada segmento del tubo del ISHX 235a, 235b, 235c, se puede unir, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular del ISHX (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la conexión soldada 245).
Se dice que los tubos del intercambiador de calor entre las etapas son continuos coaxialmente con los tubos R1 de la primera etapa de reacción, lo que significa que el segmento del tubo 235a constituye el extremo superior del tubo 215a, el segmento del tubo 235b constituye el extremo superior del tubo 215b, el segmento del tubo 235c constituye el extremo superior del tubo 215c, y asi sucesivamente. Como se ha señalado previamente, la conexión directa del intercambiador de calor entre las etapas con la primera etapa de reacción se denomina en la presente intercambiador de calor entre las etapas integrado.
La circulación del refrigerante del lateral de la carcasa Rl se puede separar del refrigerante del lateral de la carcasa del ISHX mediante un deflector entre las etapas (no se muestra per se, pero está ubicado en la misma posición en la figura que la conexión 225); cada uno de los tubos continuos coaxialmente que se extienden desde la lámina tubular de entrada de Rl hasta la lámina tubular de salida del ISHX pueden pasar a través de este deflector entre las etapas. Cabe señalar que el deflector entre las etapas difiere de una lámina tubular pura en que no hay uniones entre el tubo y el deflector; en su lugar, las perforaciones a lo largo del deflector entre las etapas tienen un diámetro interno ligeramente mayor que el diámetro exterior de los tubos (215 a, b, c), de modo que se forma alrededor de cada tubo una pequeña separación anular (no se muestra) de entre 0.25 y 2.5 mm. La circulación del refrigerante del lateral de la carcasa Rl (no se muestra) se puede disponer con una configuración a favor de la corriente o contracorriente; de manera similar, la circulación del refrigerante del lateral de la carcasa del ISHX se podrá disponer asimismo con una configuración a favor de la corriente o contracorriente y no necesita coincidir con la configuración de la circulación del refrigerante del lateral de la carcasa R1.
En al menos una realización, la región entre las etapas abierta 250 no contiene tubos. De acuerdo con el diseño del reactor SSOI de al menos una realización de la presente invención, la región entre las etapas abierta se puede rellenar, al menos parcialmente, con uno o más materiales estables inertes con un área superficial elevada 251, en una cantidad suficiente para proporcionar un área superficial total de al menos 930 m2 (10000 ft2) para retirar elementos que promueven el depósito de residuos, preferentemente al menos 2790 m2 (30000 ft2) y más preferentemente 3720 m2 (40 000 ft2).
La segunda etapa de reacción 260 podrá contener varios tubos, representados en general en la figura como 265a, 265b, 265c. El extremo de entrada de cada tubo en la segunda etapa de reacción se podrá unir, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular de entrada de R2 (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la conexión soldada 255). El extremo de salida de cada sección del tubo 265a, 265b, 265c, se podrá unir, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular de salida de R2 (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la interfaz 275). Una característica novedosa de la realización ilustrada en la Figura 2 es que una o más de las siguientes características: número, diámetro y posición de los tubos, de la segunda etapa de reacción (los tubos R2) son diferentes a las de los tubos de la primera etapa de reacción (los tubos Rl).
Una realización del reactor de la Figura 2 tiene una capacidad de producción anual nominal de 120 kT de ácido acrílico. El medio refrigerante utilizado en esta realización es el fluido de transferencia del calor Dowtherm™, que se puede adquirir de Dow Chemical Co. de Midland, Michigan EE. UU. En esta realización, hay 22669 tubos en la primera etapa de reacción (Rl) y 14 523 tubos en la segunda etapa de reacción (R2). Los tubos Rl tienen un diámetro interno de 25.4 mm (1 in) y una longitud de 4700 mm (15.4 ft) (desde la lámina tubular de Rl hasta el deflector entre las etapas) y los tubos R2 tienen un diámetro interno de 31.8 m (1.25 in) y una longitud de 4500 mm (14.75 pies). Los accesorios insertados retorcidos descritos previamente se instalan en cada segmento del tubo del ISHX. La región entre las etapas abierta de esta realización tiene un volumen total de 40 m (1,413 ft3) y se rellena completamente con anillos Pall de acero inoxidable de 16 mra (5/8 in) como material inerte. Estos anillos Pall tienen una fracción de huecos de aproximadamente un 93% y un área superficial especifica de 316 m2/m3, y de esta manera se proporciona un área superficial total dentro de la región entre las etapas abierta de más de 41 480 m2 (446500 ft2). El tiempo de permanencia entre las etapas para esta realización es de 3 segundos.
Una realización alternativa del reactor de la Figura 2 tiene también una capacidad de producción anual nominal de 120 kT de ácido acrilico. Sin embargo, en esta realización, hay 29 410 tubos en la primera etapa de reacción (Rl) y 22 672 tubos en la segunda etapa de reacción (R2). Los tubos Rl tienen un diámetro interno de 22.3 m (0.878 in) y una longitud de 4600 mm (15.1 ft) (desde la lámina tubular de Rl hasta el deflector entre las etapas) y los tubos R2 tienen un diámetro interno de 25.4 mm (1 in) y una longitud de 4200 mm (13.8 pies). Más que situar los accesorios insertados retorcidos descritos previamente dentro de los tubos del ISHX, los tubos del ISHX de esta realización se construyen en su lugar utilizando "tubos retorcidos", que tienen un diseño del tubo helicoidal especial que induce el flujo turbulento sin utilizar los accesorios insertados inductores de turbulencias; los tubos retorcidos están comercializados por Koch Heat Transfer Company, LP de Houston, Texas EE. UU. La región entre las etapas abierta tiene una longitud total de 2438 mm (8 ft) y se rellena con esferas EnviroStone 66 con un diámetro de 2 in, lo que proporciona un área superficial total de más de 4450 2 (48 000 ft2) y un tiempo de permanencia entre las etapas de aproximadamente 2.1 segundos. El medio refrigerante utilizado en esta realización es la sal de transferencia de calor HITEC®.
Las Figuras 3a y 3b combinadas representan otra realización del diseño del reactor con una región entre las etapas abierta con una única carcasa (SSOI) de la invención que comprende más de 16 000 tubos. El reactor de esta realización tiene un diámetro de la carcasa de aproximadamente 4800 mm (15.75 ft) y una longitud global de más de 18 290 mm (60 pies). Con unas tasas de alimentación típicas y un diseño con una tasa de alimentación de propileno de 2935 Nm3 / hr (110 MSCFH), el reactor de esta realización tiene una capacidad de producción anual nominal de aproximadamente 63 kT de ácido acrílico.
Los gases de alimentación (que podrán comprender, por ejemplo, propileno, vapor, oxígeno y nitrógeno) entran en el reactor por la parte superior (remítase a la Figura 3a), fluyen verticalmente hacia abajo a lo largo del reactor y abandonan el reactor por su parte inferior, es decir, funcionamiento con flujo descendente.
Las secciones principales del reactor incluyen el cabezal de entrada 300, la primera etapa de reacción 310 (también denominada en la presente "Rl"), el intercambiador de calor entre las etapas 330 (también denominado en la presente "ISHX"), la región entre las etapas abierta 350, la segunda etapa de reacción 360 (también denominada en la presente "R2") y el cabezal de salida 380. A menos que se especifique lo contrario, todos los componentes del reactor en esta realización se fabrican con acero al carbono. Todas las interfaces entre las secciones adyacentes, identificadas en las figuras como 305, 325, 345, 355 y 375 pueden ser conexiones permanentes (p. ej., soldadas).
El cabezal de entrada del reactor 300 tiene una altura de aproximadamente 4040 mm (13.25 pies) y no es separable. Comprende varios conductos de visita de 610 mm (24 in) (no se muestran) en los laterales y la parte superior del cabezal que proporcionan acceso para las operaciones de mantenimiento. El cabezal de entrada comprende además una boquilla de entrada del gas de trabajo de 508 mm (20 in).
De acuerdo con esta realización, la primera etapa de reacción 310 tiene una longitud de 4600 mm (15.1 ft) y contiene varios tubos de acero al carbono sin soldaduras, representados de manera general en la figura como 315a, 315b, 315c. El extremo de entrada de cada tubo en la primera etapa de reacción se une, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular de entrada de Rl (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la conexión 305). Cada tubo dentro de la primera etapa de reacción 310 se extiende a lo largo del deflector entre las etapas 326 (remítase a la Figura 3b) y pasa en su totalidad a través del intercambiador de calor entre las etapas 330, el cual tiene una longitud de 1956 mm (6.4 pies). Esto significa que la sección del tubo 335a constituye el extremo inferior del tubo 315a, la sección del tubo 335b constituye el extremo inferior del tubo 315b, la sección del tubo 335c constituye el extremo inferior del tubo 315c y así sucesivamente. Como resultado, la longitud real de estos tubos continuos coaxialmente es de 6556 mm (21.5 pies), equivalente a la distancia entre la conexión interfacial 305 y la conexión interfacial 345. El extremo de salida de cada segmento del tubo 335a, 335b, 335c, se une, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular del ISHX (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la conexión soldada 345). Tal como se ha descrito previamente, esta característica del diseño se denomina en la presente intercambiador de calor entre las etapas integrado. Cabe señalar que, en esta realización, el deflector 326 entre las etapas difiere de una lámina tubular pura en que no hay uniones soldadas entre el tubo y el deflector; en su lugar, las perforaciones a lo largo del deflector entre las etapas 326 tienen un diámetro interno ligeramente mayor que el diámetro exterior de los tubos (315 a, b, c), de modo que se forma alrededor de cada tubo una pequeña separación anular (no se muestra) de entre 0.25 y 2.5 mm. Debido a esta separación anular, se puede pasar de forma continua un volumen pequeño de una sal refrigerante para el ISHX (que se suministra preferentemente con una presión ligeramente más elevada que la sal refrigerante Rl) a través del deflector entre las etapas e incorporarse a la circulación de la sal refrigerante Rl. Una vez que disponga del contenido de la presente descripción, el experto en la téenica de la ingeniería de procesos podrá especificar fácilmente medios para recielar un volumen apropiado de sal desde el sistema de circulación Rl de vuelta al sistema de circulación del ISHX y no es necesario describirlos con más detalle en la presente.
Como se indica de manera general en la Figura 3a, la región de la primera etapa de reacción del reactor podrá comprender un volumen cilindrico vacío ubicado en el centro de la lámina tubular y alineado con el eje longitudinal del reactor, en el cual no hay tubos; este volumen cilindrico vacío tiene un diámetro promedio de más de 610 mm (2 ft) y se extiende asimismo a lo largo del ISHX. El volumen anular restante en la primera etapa de reacción y el ISHX comprende más de 16000 tubos continuos coaxialmente. Cada uno de estos tubos continuos tiene un diámetro interno de 22.3 mm (0.878 in) y un diámetro externo de 27.3 mm (1.074 in). Los tubos se disponen según un patrón triangular de 60 grados, con una separación en la lámina tubular de 33.73 mm (1.328 in), lo que da como resultado una distancia entre los tubos de aproximadamente 6.5 mm (0.254 in).
Para retener el catalizador dentro de estos tubos continuos, se pueden unir directamente a la lámina tubular de salida del ISHX 345 varios de los paneles con soporte para el catalizador en forma de gravilla que comprenden malla metálica descritos previamente. En cada uno de los tubos continuos podrán colocar a continuación los siguientes componentes, comenzando con el extremo aguas arriba (entrada) del tubo: • 282 mm (11 in) de esferas con un soporte de sílice-alúmina SA-5218 con un diámetro de 3/16 in (4.75 mm) (se puede adquirir de Norton Chemical Process Products Corp, Akron OH, EE. UU.) • 905 mm (36 in) del catalizador ACF7-L (cilindro grande) 3413 mm (134 in) del catalizador ACF7-S (cilindro pequeño) • 51 ran (2 in) de anillos de carburo de silicio de 5/16 in (se puede adquirir de Norton Chemical Process Products Corp, Akron OH, EE. UU.) • un accesorio insertado inductor de turbulencias retorcido con una longitud de 1905 mm (75 in), equipado opcionalmente con una malla metálica de 8x8 en el extremo aguas arriba Este plan de colocación da como resultado una carga de 1.273 kg de catalizador ACF7 total (cilindros de tamaño grande + pequeño) en cada tubo de la primera etapa de reacció .
En esta realización, se observó que el tiempo de permanencia del gas de trabajo al atravesar el intercambiador de calor entre las etapas fue de 0.96 segundos.
La región entre las etapas abierta 350 de esta realización tiene una longitud total de 2134 mm (7 ft). Su carcasa comprende dos conductos de visita inferiores con un diámetro de 610 mm (24 in) (no se muestran en la Figura 3a), en caras laterales opuestas del reactor (separadas 180 grados), situados de modo que la linea central del conducto de visita inferior esté ubicada a una distancia de aproximadamente 356 mm (14 in) de la lámina tubular de entrada de R2 355. Adicionalmente, la carcasa de la región entre las etapas abierta 350 comprende dos conductos de visita superiores con un diámetro de 610 mm (24 in) (no se muestran), en caras laterales opuestas del reactor (separadas 180 grados), situados de modo que la linea central del conducto de visita esté ubicada a una distancia de aproximadamente 356 mm (14 in) de la lámina tubular del ISHX 345. Estos conductos de visita pueden proporcionar acceso al personal al interior de la región entre las etapas abierta 350 para sustituir el catalizador y para otros trabajos de mantenimiento. Los conductos de visita superiores también se podrán emplear beneficiosamente para transferir materiales particulados - tales como, esferas, cilindros, comprimidos, bolitas y gránulos de relleno suelto - en la región entre las etapas abierta, por ejemplo, por vertido.
Tal como se indica de manera general en la Figura 3a, la región entre las etapas abierta comprende una tubería de transferencia de la sal interna 353 con un diámetro de 610 mm (2 ft), alineada con el eje longitudinal del reactor. La tubería de transferencia de la sal interna 353 se extiende a lo largo de la longitud de la región entre las etapas abierta, desde la lámina tubular del ISHX 345 hasta la lámina tubular de entrada de R2355, y además comprende una junta de expansión integral (no se muestra) para acomodar el crecimiento térmico. En esta realización, aproximadamente un 75% del volumen anular restante de la región entre las etapas abierta se rellena con esferas inertes Denstone 2000 con un diámetro de 38 mm (1.5 in) a granel (se pueden adquirir de Norton Chemical Process Products Corp, Akron OH, EE. UU.), indicado de manera general como 351 en la Figura 3a.
En al menos una realización, las esferas inertes, que se autoensamblan tras el vertido en un lecho con una fracción de huecos de aproximadamente un 40% y un área superficial respecto al volumen del cuerpo de 94.5 m2/m3 (28.8 ft2/ft3), forman un lecho con una profundidad promedio de aproximadamente 1600 mm (5.25 ft), y dejan un espacio vacio de aproximadamente 533 mm (1.75 ft) entre la parte superior de la capa Denstone 2000 y la superficie inferior de la lámina tubular del ISHX. Por lo tanto, el lecho de esferas cerámicas ocupa un volumen del cuerpo de 28.5 m (1006 ft ), y proporciona más de 2690 m2 (28 965 ft2) de área superficial para la eliminación de los elementos que promueven el depósito de residuos.
Se observó que el tiempo de permanencia del gas de trabajo al atravesar la región entre las etapas abierta fue de 1.79 segundos. Si se suman los tiempos de permanencia al atravesar el ISHX y la región entre las etapas abierta se obtiene un tiempo de permanencia entre las etapas combinado de 2.75 segundos.
En esta realización, la segunda etapa de reacción 360 tiene una longitud de 2925 mm (9.6 ft) y contiene varios tubos de acero al carbono sin soldaduras, representados de manera general en la figura como 365a, 365b, 365c. El extremo de entrada de cada tubo en la segunda etapa de reacción se une, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular de entrada de R2 (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la conexión soldada 355). El extremo de salida de cada sección del tubo 365a, 365b, 365c, se une, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular de salida de R2 (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la conexión soldada 375).
Como se indica de manera general en la Figura 3a, la región de la segunda etapa de reacción del reactor podrá comprender un volumen cilindrico vacio ubicado en el centro de la lámina tubular y alineado con el eje longitudinal del reactor, en el cual no hay tubos; este volumen cilindrico vacio tiene un diámetro de más de 610 mm (2 ft). El volumen anular restante de la segunda etapa de reacción comprende más de 16 000 tubos, dispuestos de la misma manera que en la primera etapa de reacción, y cada uno de estos tubos tiene un diámetro interno de 22.3 mm (0.878 in) y un diámetro externo de 27.3 mm (1.074 in). Como en la primera etapa de reacción, estos tubos se disponen según un patrón triangular de 60 grados, con una separación en la lámina tubular de 33.73 m (1.328 in).
Para retener el catalizador dentro de los tubos de la segunda etapa de reacción, se podrán unir directamente a la lámina tubular de salida de R2 375 varios de los paneles con soporte para el catalizador en forma de gravilla que comprenden malla metálica descritos previamente. En cada uno de los tubos de la segunda etapa de reacción pueden colocarse a continuación los siguientes componentes, comenzando con el extremo aguas arriba (entrada) del tubo: • 102 mm (4 in) de esferas con un soporte de sílice-alúmina SA-5218 con un diámetro de 3/16 in (4.75 mm) (se puede adquirir de Norton Chemical Process Products Corp) · 800 mm (31.5 in) del catalizador ACS7-L (esfera grande) • 2023 mm (79.6 in) del catalizador ACF7-S (esfera pequeña) Este plan de colocación da como resultado una carga de 1.338 kg de catalizador ACS7 total (esferas de tamaño grande + pequeño) en cada tubo de la segunda etapa de reacción, y una relación másica del catalizador global de 1.05 para el reactor.
El cabezal de salida del reactor 380 tiene una altura de aproximadamente 3430 mm (11.25 ft) y no es separable. Comprende dos conductos de visita de 610 mm (24 in) (no se muestran) en la parte superior del cabezal que proporcionan acceso para las operaciones de mantenimiento. El cabezal de salida comprende además una boquilla de salida del gas de trabajo de 610 mm (24 in).
En referencia ahora a la Figura 3b, esta realización del reactor SSOI de la invención comprende dos sistemas de circulación del refrigerante controlados de manera independiente: el sistema de circulación de la sal Rl, que presta apoyo a la primera etapa de reacción 310, y el sistema de circulación de la sal ISHX/R2, que presta apoyo al intercambiador de calor entre las etapas 330 y a la segunda etapa de reacción 360 combinados. La sal de transferencia de calor HITEC®, que se puede adquirir de Coastal Chemical Co. de Houston, Texas EE.UU., se utiliza como refrigerante para los dos sistemas de circulación en esta realización.
Conforme con los contenidos de la presente descripción, este tipo de configuración del sistema refrigerante permite que la temperatura lateral del proceso del intercambiador de calor entre las etapas se controle independientemente de la temperatura del proceso de la primera etapa de reacción, lo que posibilita que se mantenga el gas de trabajo que abandona el ISHX, por ejemplo, a una temperatura de al menos 240 °C y de 280 °C como máximo. Sin embargo, cabe destacar que en esta realización, la temperatura del lateral del proceso de la segunda etapa de reacción no se controla independientemente de la temperatura del proceso del intercambiador de calor entre las etapas.
Cada uno de estos sistemas de circulación podrá comprender una o más bombas de circulación de la sal, calderas de calor residual y canalizaciones de transferencia asociadas (no se muestran), a través de las cuales se puede recuperar el calor exotérmico de la reacción de oxidación para producir vapor como subproducto. El equipo opcional, tal como tanques de almacenamiento de la sal, calentadores de la sal caldeados con gas, recipientes de expansión térmicos integrales (también conocidos como sait bustles) y bombas de transferencia de la sal, también puede incluirse en el sistema de circulación de la sal. Además, cada uno de estos sistemas de circulación puede comprender instrumentación (no se muestra), tales como termopares y controles automáticos, tales como válvulas de control del flujo, para mantener la temperatura y la velocidad de circulación de la sal suministrada al reactor en los valores objetivo deseados.
Para el sistema de circulación de la sal Rl que presta apoyo a la sección 310, la sal refrigerada entra mediante las lineas de suministro Rl 323 cerca de la parte superior de la sección y se distribuye uniformemente alrededor de la circunferencia del reactor mediante un canal de entrada (no se muestra) que comprende un medio para distribuir el flujo interno tal como uno o más deflectores, álabes de flujo, aliviaderos, retículas y distribuidores de placa perforada y que se denomina habitualmente "colector de la sal superior". Una vez dentro de la carcasa del reactor, la sal podrá fluir hacia abajo, atravesando repetidamente el reactor en la dirección radial fluyendo alrededor de una serie de once placas del lateral de la carcasa, separadas con intervalos de aproximadamente 380 mm (1.25 ft) y conocidas en la téenica del intercambio de calor como "deflectores segmentarios dobles" (se muestran generalmente como 322). Este patrón de flujo radial garantiza un buen contacto de la sal con el tubo con el fin de lograr una eficacia elevada en la eliminación del calor de los tubos. Tras alcanzar la parte inferior de la sección Rl, la sal caliente se puede recoger mediante otro canal de salida circunferencial (no se muestra), que podrá comprender opcionalmente un medio para distribuir el flujo, denominado comúnmente "colector de la sal inferior" y se puede transferir mediante las líneas de retorno Rl 321 a las calderas de calor residual (no se muestra).
Para el sistema de circulación de la sal ISHX/R2 que presta apoyo a las secciones 330 y 360, la sal refrigerada entra mediante las líneas de suministro del ISHX 343 cerca de la parte superior de la sección 330 y se distribuye uniformemente alrededor de la circunferencia del reactor mediante un canal de entrada que comprende un medio para distribuir el flujo interno tal como uno o más deflectores, álabes de flujo, aliviaderos, retículas y distribuidores de placa perforada ("colector de la sal superior", no se muestra). Una vez dentro de la carcasa del reactor, la sal fluye hacia abajo, atravesando repetidamente el reactor en la dirección radial fluyendo alrededor de una serie de cuatro deflectores segmentarios dobles 342, espaciados con intervalos de aproximadamente 366 mm (1.20 ft). Después de alcanzar la parte inferior de la sección ISHX, la sal se puede transferir a lo largo de la región entre las etapas abierta 350 fluyendo hacia abajo a través de una tubería de transferencia de la sal interna 353 e introducirse en la sección R2360. Una vez dentro de la carcasa de la sección R2 360, la sal podrá continuar para atravesar la carcasa del reactor en la dirección radial fluyendo hacia abajo alrededor de otra serie de seis deflectores segmentarios dobles (372), espaciados con intervalos de aproximadamente 390 mm (1.30 pies) . Tras alcanzar la parte inferior de la sección R2, la sal caliente se puede recoger mediante otro canal de salida circunferencial, que podrá comprender opcionalmente un medio para distribuir el flujo ("colector de la sal inferior" - no se muestra) y transferir mediante las lineas de retorno R2 371 a las calderas de calor residual (no se muestra).
Esta configuración en la que la sal fluye moviéndose en una dirección por lo general equivalente al flujo del proceso (en este caso, la sal fluye hacia abajo a través de la carcasa a la vez que el gas de trabajo fluye hacia abajo a través de los tubos) se denomina normalmente circulación del refrigerante a favor de la corriente. Cabe señalar que una configuración alternativa donde la sal fluya generalmente hacia arriba a través de la carcasa y el gas de trabajo fluya hacia arriba a través de los tubos también se consideraría una circulación del refrigerante a favor de la corriente.
La Figura 4 representa otra realización del diseño del reactor con una región entre las etapas abierta con una única carcasa (SSOI) que comprende 22 000 tubos, cada uno con un diámetro interno de 22.3 mm (0.878 in). El reactor de esta realización tiene un diámetro de la carcasa de aproximadamente 5600 mm (18.4 pies) y una longitud global de más de 15 240 mm (50 pies). Esta realización del reactor comprende además un medio para la adición de oxidante suplementario a la región entre las etapas del reactor. La flexibilidad de funcionamiento que proporciona la adición de oxidante suplementario permite que parte del oxígeno que se introduce normalmente en la primera etapa de reacción se recircule a un punto aguas abajo de Rl, lo que da como resultado un incremento en la relación molar propileno:aire en la alimentación del reactor y una reducción favorable de la inflamabilidad del gas de alimentación al reactor. Como se describirá más detalladamente a continuación, la adición de oxidante suplementaria también podrá permitir que el reactor funcione eficazmente con un diseño de tasas de alimentación de propileno superiores, respecto a reactores SSOI de un tamaño similar, para proporcionar de esta manera un incremento en la capacidad de producción de ácido acrilico. Por ejemplo, con las proporciones de alimentación típicas el reactor de esta realización tiene una capacidad de producción anual nominal de aproximadamente 110 kT de ácido acrilico en comparación con la realización del reactor de la Figura la, el cual también comprende 22 000 tubos con un diámetro interno de 22.3 mm, pero tiene una capacidad de producción anual nominal de tan solo aproximadamente 100 kT de ácido acrilico.
En referencia a la Figura 4, los gases de alimentación (p. ej., propileno, vapor, oxígeno y nitrógeno) entran en el reactor por la parte inferior, fluyen verticalmente hacia arriba a lo largo del reactor y abandonan el reactor por su parte superior. Por lo tanto, esta disposición se conoce como configuración del proceso con "flujo ascendente".
Las secciones principales del reactor incluyen el cabezal de entrada 400, la primera etapa de reacción 410 (también denominada en la presente "Rl"), el intercambiador de calor entre las etapas 430 (también denominado en la presente "ISHX"), la región entre las etapas abierta 450, la segunda etapa de reacción 460 (también denominada en la presente "R2") y el cabezal de salida 480.
Las conexiones interfaciales entre las secciones adyacentes, identificadas en las figuras como 405, 425, 445, 455 y 475, podrán comprender conexiones permanentes (p. ej., soldadas) o podrán comprender opcionalmente conexiones separables, tales como conexiones con pestañas aseguradas con varios fijadores tales como, por ejemplo, pasadores o pinzas. En la realización de la Figura 4, las interfaces 405 y 475 son conexiones separables, lo que permite que el cabezal de entrada 400 y el cabezal de salida 480 se retiren fácilmente para sustituir el catalizador; además, las interfaces 445 y 455 también podrán ser conexiones separables, y proporcionar de esta manera un mejor acceso a los componentes dentro de la región entre las etapas abierta 450 durante las operaciones de mantenimiento. La interfaz 425 puede ser una conexión soldada.
La primera etapa de reacción 410 tiene una longitud de 4600 mm (15 pies) y contiene varios tubos representados de manera general en la figura como 415a, 415b, 415c. El extremo de entrada de cada uno de estos tubos se une, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular de entrada de Rl (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición que la conexión separable 405). La lámina tubular de entrada en Rl tiene un diámetro de 5517 mm (18.1 pies) y comprende 22 000 tubos. Los tubos tienen un diámetro interno de 22.3 mm (0.878 in) y un diámetro externo de 26.9 mm (1.060 in). Los tubos se disponen según un patrón triangular de 60 grados, con una separación en la lámina tubular de 34 mm (1.34 in), lo que da como resultado una distancia entre los tubos de 7 mm (0.275 in).
El intercambiador de calor entre las etapas 430 también podrá contener varios tubos, representados generalmente en la figura como 435a, 435b, 435c, y equivalentes en número, diámetro y posición a los tubos de la primera etapa de reacción. El extremo de salida de cada segmento del tubo del ISHX 435a, 435b, 435c, se podrá unir, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular del ISHX (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la conexión interfacial 445).
Los tubos del intercambiador de calor entre las etapas son continuos coaxialmente con los tubos Rl de la primera etapa de reacción, lo que significa que el segmento del tubo 435a constituye el extremo aguas abajo del tubo 415a, el segmento del tubo 435b constituye el extremo aguas abajo del tubo 415b, el segmento del tubo 435c constituye el extremo aguas abajo del tubo 415c, y asi sucesivamente. Como se ha señalado previamente, este tipo de conexión directa del intercambiador de calor entre las etapas con la carcasa y los tubos de la primera etapa de reacción se denomina en la presente intercambiador de calor entre las etapas integrado.
Se colocan accesorios insertados inductores de turbulencias, con una fracción de huecos elevada dentro de los segmentos del tubo (435 a, b, c) del intercambiador de calor entre las etapas para potenciar la transferencia de calor sin que se acumulen elementos que promueven el depósito de residuos. En esta realización especifica, el accesorio insertado retorcido se coloca dentro de cada segmento del tubo del ISHX.
La circulación del refrigerante del lateral de la carcasa Rl se separa del refrigerante del lateral de la carcasa del ISHX mediante un deflector entre las etapas (no se muestra per se, pero está ubicado en la misma posición en la figura que la conexión 425); cada uno de los tubos continuos coaxialmente que se extienden desde la lámina tubular de entrada en Rl hasta la lámina tubular de salida del ISHX pueden pasar a través de este deflector entre las etapas. Como se ha descrito previamente, el deflector entre las etapas difiere de una lámina tubular pura en que puede que no haya uniones soldadas entre el tubo y el deflector; en su lugar, las perforaciones a lo largo del deflector entre las etapas tienen un diámetro interno ligeramente mayor que el diámetro exterior de los tubos (415 a, b, c), de modo que se forma alrededor de cada tubo una pequeña separación anular (no se muestra) de entre 0.25 y 2.5 de ancho. La circulación del refrigerante del lateral de la carcasa Rl se podrá disponer con una configuración a favor de la corriente o contracorriente; de manera similar, la circulación del refrigerante del lateral de la carcasa del ISHX se podrá disponer asimismo con una configuración a favor de la corriente o contracorriente y no necesita coincidir con la configuración de la circulación del refrigerante del lateral de la carcasa Rl.
La región entre las etapas abierta 450 no contiene tubos y tiene una longitud total de 3137 mm (10.3 ft). De acuerdo con el diseño del reactor SSOI de la presente invención, la región entre las etapas abierta se rellena, al menos parcialmente, con uno o más materiales estables inertes con un área superficial elevada 451, en una cantidad suficiente para proporcionar un área superficial total de al menos 930 m2 (10 000 ft2) para retirar elementos que promueven el depósito de residuos tal como, por ejemplo, al menos 2790 m2 (30 000 ft2) o 3720 m2 (40000 ft2). En esta realización, el material estable inerte con un área superficial elevada son losetas de espuma cerámica con 20 ppi ("poros por pulgada"), generalmente de forma rectangular y que se pueden adquirir con grosores de entre aproximadamente 12 mm y 305 rom (entre 0.5 y 12 pulgadas). Se pueden adquirir losetas de espuma cerámica adecuadas de varios proveedores, incluidos: Ultramet de Pacoima, California EE. UU.; ERG Aerospace Corporation de Oakland, California EE. UU.; Selee Corporation de Hendersonville, Carolina del norte EE. UU.; y Sud-Chemie Hi Tech Ceramics de Alfred, Nueva York, EE. UU.
Las losetas de espuma cerámica con 20 ppi especificas de esta realización tienen un grosor de 51 mm (2 pulgadas), una densidad relativa de un 8%, una fracción de huecos de un 92% y un área superficial eficaz de aproximadamente 1260 m2/m3 (384 ft2/ft3). Estas losetas de espuma cerámica se pueden colocar directamente sobre la lámina tubular de salida del ISHX 445 y ajustarse unas con otras para cubrir uniformemente toda la superficie de la lámina tubular. Se apilan múltiples capas de losetas para obtener un lecho de espuma cerámica continuo con una superficie superior plana y un grosor uniforme de 152.4 mm (6 pulgadas). Este tipo de lecho de espuma cerámica proporciona un área superficial total superior a 4550 m2 (49 000 ft2) para eliminar los elementos que promueven el depósito de residuos.
Dentro de la región entre las etapas abierta 450 e inmediatamente aguas abajo respecto al lecho de espuma cerámica está el montaje de mezcla del oxidante suplementario. En esta realización, el montaje de mezcla especifico se denomina en la presente "mezclador de venturi", pero también se podrán utilizar otros montajes de mezcla del oxidante suplementario sin alejarse de la naturaleza de la presente invención.
La linea de suministro del oxidante suplementario 446 proporciona el oxidante suplementario, que comprende, por ejemplo, oxigeno y opcionalmente uno o más componentes inertes, tales como, por ejemplo, nitrógeno, agua o dióxido de carbono, como una corriente gaseosa al mezclador de venturi. Se podrá utilizar un intercambiador de calor 447 opcional para el oxidante para para ajustar la temperatura del oxidante suplementario antes de que alcance el mezclador de venturi. También podrá estar presente un medio de control del flujo opcional tal como, por ejemplo, una válvula de control del flujo (no se muestra) en la linea de suministro del oxidante suplementario 446.
El mezclador de venturi de esta realización comprende tres secciones, interconectadas para formar un montaje de mezcla continuo, a través del cual pasa el flujo: una sección de contracción de entrada 452, una sección intermedia estrecha 453 y una sección de expansión de salida 454. La longitud global del mezclador de venturi es de 2985 mm (9.79 ft).
En esta realización, la sección de contracción de entrada 452 es un cono truncado con un diámetro de entrada de 5517 mm (18.1 ft), un diámetro de salida de 1219 mm (4 ft), una longitud global de 378 mm (1.24 ft) y un ángulo incluido de 160 grados. Opcionalmente, la sección de contracción 452 comprende varios segmentos separables, o "duelas", cada uno con una geometría seleccionada que permita el paso sin problemas de las duelas a través de un conducto de visita de acceso (no se muestra) sobre la pared de la carcasa de una región entre las etapas abierta 450. El uso de este tipo de segmentos separables podrá mejorar el acceso en las operaciones de mantenimiento en la región entre las etapas abierta y podrá reducir la necesidad de utilizar conexiones separables en las interfaces 445 y 455.
La sección intermedia estrecha 453 es un cilindro con un diámetro interno de 1219 mm (4 ft) y una longitud global de 457 mm (18 in); esta sección estrecha comprende uno o más elementos de combinación (no se muestran) seleccionados a partir de la lista que incluye: boquillas, inyectores, elementos de mezcla gas-gas, distribuidores, aspiradores, elementos de mezcla con efecto coanda, elementos burbujeadores, elementos de mezcla estática, eductores y lanzas.
La sección de expansión de salida 454 es un cono truncado invertido con un diámetro de entrada de 1219 mrn (4 ft), un diámetro de salida de 5517 mm (18.1 ft), una longitud global de 2149 mm (7.05 ft) y un ángulo incluido de 90 grados. Opcionalmente, la sección de expansión 454 comprende varios segmentos separables, o duelas, cada uno con una geometría seleccionada que permita el paso sin problemas de las duelas a través de un conducto de visita de acceso (no se muestra) sobre la pared de la carcasa de una región entre las etapas abierta 450. El uso de este tipo de segmentos separables podrá mejorar el acceso en las operaciones de mantenimiento en la región entre las etapas abierta y podrá reducir la necesidad de utilizar conexiones separables en las interfaces 445 y 455.
La segunda etapa de reacción 460 tiene una longitud de 4500 mm (14.76 ft) y contiene varios tubos representados de manera general en la figura como 465a, 465b, 465c. El extremo de entrada de cada tubo en la segunda etapa de reacción se une, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular de entrada de R2 (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la conexión interfacial 455). El extremo de salida de cada sección del tubo 465a, 465b, 465c, se une, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular de salida de R2 (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la conexión separable 475). La lámina tubular de entrada en R2 tiene un diámetro de 5517 mm (18.1 ft) y comprende 22 000 tubos. La disposición de la lámina tubular de entrada de R2 es la misma que la de la lámina tubular de entrada de R1. Los tubos dentro de la segunda etapa de reacción tienen un diámetro interno de 22.3 mm (0.878 in) y un diámetro externo de 26.9 mm (1.060 in). Los tubos se disponen según un patrón triangular de 60 grados, con una separación en la lámina tubular de 34 mm (1.34 in), lo que da como resultado una distancia entre los tubos de 7 mm (0.275 in) . Por lo tanto, en la realización ilustrada en la Figura 4 el número, el diámetro y la posición de los tubos de la segunda etapa de reacción (los tubos R2) son los mismos que los de los tubos de la primera etapa de reacción (los tubos Rl) .
En esta realización, el catalizador de la primera etapa de reacción (Rl) y el catalizador de la segunda etapa de reacción (R2), se retienen los dos en sus respectivos tubos del reactor utilizando paneles con soporte para el catalizador en forma de gravilla que comprenden malla metálica. En cada uno de los tubos R1 se colocan 1.295 kg de catalizador ACF7 y en cada uno de los tubos R2 se colocan 1.962 kg de catalizador ACS7, lo que da como resultado una relación másica del catalizador de 1.52.
Aunque no se muestra en la Figura 4, esta realización del reactor SSOI de la invención podrá comprender además tres sistema de circulación del refrigerante controlados de manera independiente, lo que proporciona la capacidad de ajustar individualmente la temperatura de cada sección refrigerada (410, 430, 460) según se necesite. La sal de transferencia de calor HITEC®, que se puede adquirir de Coastal Chemical Co. de Houston, Texas EE.UU., se utiliza como el medio refrigerante para los tres sistemas de circulación en esta realización. Los sistemas se denominan en la presente sistema de circulación de la sal Rl, que presta apoyo a la primera etapa de reacción 410; el sistema de circulación de la sal del ISHX, que presta apoyo al intercambiador de calor entre las etapas 430; y el sistema de circulación de la sal R2, que presta apoyo a la segunda etapa de reacción 460.
Conforme con el diseño de la presente invención, una configuración del sistema refrigerante de este tipo podrá permitir que la temperatura del lateral del proceso del intercambiador de calor entre las etapas se controle independientemente de la temperatura del proceso de la primera etapa de reacción, lo que garantiza que el gas de trabajo que abandona el ISHX se mantenga, por ejemplo, a una temperatura de al menos 240 °C y de 280 °C como máximo. Aunque no es una característica esencial del diseño de la invención, esta realización específica también proporciona la capacidad de controlar la temperatura del lateral del proceso de la segunda etapa de reacción independientemente de la temperatura del proceso del intercambiador de calor entre las etapas. Otras características de los sistemas de circulación de sal del lateral de la carcasa, incluido el equipo del sistema y los deflectores del lateral de la carcasa, están conformes con la realización de la Figura Ib descrita previamente. Cabe señalar que los flujos de los refrigerantes de la presente realización, se mueven generalmente en una dirección que es equivalente al flujo del proceso - es decir, la sal fluye hacia arriba a través de la carcasa a la vez que el gas de trabajo también fluye hacia arriba a través de los tubos - lo que se denomina normalmente circulación del refrigerante a favor de la corriente. Es posible configurar el flujo del refrigerante de esta realización para que fluya generalmente hacia abajo en una circulación del refrigerante contracorriente, o incluso como una circulación del refrigerante "híbrida". En al menos una realización de la presente descripción, se utiliza la circulación de refrigerante a favor de la corriente.
Al llevar a la práctica esta realización ilustrativa, la mezcla del gas de alimentación entra en la primera etapa de reacción 410 para producir una corriente gaseosa de salida R1 que comprende acroleína. La corriente gaseosa de salida R1 se refrigera rápidamente en el intercambiador de calor entre las etapas integral 430 hasta una temperatura de entre 240 °C y 280 °C y a continuación se pasa a través del lecho no refrigerado de espuma cerámica inerte con un área superficial elevada 451. El gas de salida R1 filtrado y refrigerado entra a continuación en la sección de contracción 452 del mezclador de venturi. La línea de suministro del oxidante suplementario 446 proporciona continuamente una corriente de oxidante suplementario, que comprende aire y vapor de agua, al intercambiador de calor 447 donde la corriente oxidante suplementaria se lleva a una temperatura de aproximadamente 260 °C antes de que se transfiera a la sección intermedia estrecha 453. En la sección estrecha 453, los elementos de combinación (no se muestran) mezclan rápidamente la corriente oxidante suplementaria con el gas de salida Rl para formar una corriente de alimentación R2 enriquecida en oxígeno a una temperatura de entre 240 y 280 °C. La corriente de alimentación R2 enriquecida en oxigeno pasa a continuación a través de la sección de expansión 454 del mezclador de venturi y se distribuye a los tubos de la segunda etapa de reacción para su conversión adicional en ácido acrilico.
Los gases de alimentación de esta realización se describen en la Tabla 7D (remítase al "Caso 2" en la parte derecha de la tabla), junto con aquellos de la realización de la Figura la (remítase al "Caso 1" en la parte izquierda de la tabla). Nótese que se utiliza propileno con calidad química como la alimentación hidrocarbonada primaria en estas dos realizaciones (designado en la presente como "C3"), que comprende un 90% de moléculas de propileno. La Tabla 7A ilustra como el funcionamiento del reactor SSOI de la invención con la adición de oxidante suplementario a la alimentación de esta realización puede incrementar la tasa de propileno y, por lo tanto, la productividad del reactor, en al menos un 10%.
La Figura 5 representa una realización adicional del diseño del reactor con una región entre las etapas abierta con una única carcasa (SSOI) que comprende un medio para añadir oxidante suplementario a la región entre las etapas de la región del reactor.
Los gases de alimentación (p. ej., propileno, vapor, oxigeno y nitrógeno) entran en el reactor por la parte superior, fluyen verticalmente hacia abajo a lo largo del reactor y abandonan el reactor por su parte inferior. Esta disposición es una configuración del proceso con flujo descendente .
Las secciones principales del reactor incluyen el cabezal de entrada curvado 500, la primera etapa de reacción 510 (también denominada en la presente "Rl"), el intercambiador de calor entre las etapas 530 (también denominado en la presente "ISHX"), la región entre las etapas abierta 550, la segunda etapa de reacción 560 (también denominada en la presente "R2") y el cabezal de salida cónico 580.
Las conexiones interfaciales entre las secciones adyacentes, identificadas en las figuras como 505, 525, 545, 555 y 575, podrán comprender conexiones permanentes (p. ej., soldadas) o podrán comprender opcionalmente conexiones separables, tales como conexiones con pestañas aseguradas con varios fijadores tales como, por ejemplo, pasadores o pinzas. En la realización de la Figura 5, las interfaces 505 y 575 son conexiones separables, lo que permite que el cabezal de entrada 500 y el cabezal de salida cónico 580 se retiren fácilmente para sustituir el catalizador; además, en al menos una realización, al menos una de las interfaces 545 y 555 también son conexiones separables, y se proporciona de esta manera un mejor acceso a los componentes dentro de la región entre las etapas abierta 550 durante las operaciones de mantenimiento. La interfaz 525 puede ser una conexión soldada.
La primera etapa de reacción 510 contiene varios tubos con un diámetro interno de 22.3 m (0.878 in), representados en general en la figura como 515a, 515b, 515c. El extremo de entrada de cada uno de estos tubos se une, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular de entrada de R1 (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición que la conexión separable 505). El intercambiador de calor entre las etapas 530 también contiene varios tubos con un diámetro interno de 22.3 mm (0.878 in), representados generalmente en la figura como 535a, 535b, 535c, y equivalentes en número, diámetro y posición a los tubos de la primera etapa de reacción. El extremo de salida de cada segmento del tubo del ISHX 535a, 535b, 535c, se podrá unir, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular del ISHX (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la conexión interfacial 545).
Los tubos del intercambiador de calor entre las etapas son continuos coaxialmente con los tubos R1 de la primera etapa de reacción, lo que significa que el segmento del tubo 535a constituye el extremo inferior del tubo 515a, el segmento del tubo 535b constituye el extremo inferior del tubo 515b, el segmento del tubo 535c constituye el extremo inferior del tubo 515c, y asi sucesivamente. Como se ha señalado previamente, este tipo de conexión directa del intercambiador de calor entre las etapas con la carcasa y los tubos de la primera etapa de reacción se denomina en la presente intercambiador de calor entre las etapas integrado.
Se pueden colocar accesorios insertados inductores de turbulencias y con una fracción de huecos elevada dentro de los segmentos del tubo (535 a, b, c) del intercambiador de calor entre las etapas para potenciar la transferencia de calor sin que se acumulen elementos que promueven el depósito de residuos.
La circulación del refrigerante del lateral de la carcasa R1 se separa del refrigerante del lateral de la carcasa del ISHX mediante un deflector entre las etapas (no se muestra per se, pero está ubicado en la misma posición en la figura que la conexión 525); cada uno de los tubos continuos coaxialmente que se extienden desde la lámina tubular de entrada en R1 hasta la lámina tubular de salida del ISHX deben pasar a través de este deflector entre las etapas. Como se ha descrito previamente, el deflector entre las etapas difiere de una lámina tubular pura en que no hay uniones soldadas entre el tubo y el deflector; en su lugar, las perforaciones a lo largo del deflector entre las etapas tienen un diámetro interno ligeramente mayor que el diámetro exterior de los tubos (515 a, b, c), de modo que se forma alrededor de cada tubo una pequeña separación anular (no se muestra) de entre 0.25 y 2.5 mm de ancho. La circulación del refrigerante del lateral de la carcasa Rl se podrá disponer con una configuración a favor de la corriente o contracorriente; de manera similar, la circulación del refrigerante del lateral de la carcasa del ISHX se podrá disponer asimismo con una configuración a favor de la corriente o contracorriente y no necesita coincidir con la configuración de la circulación del refrigerante del lateral de la carcasa Rl.
En esta realización especifica, la región entre las etapas abierta 550 no contiene tubos y tiene una longitud total de aproximadamente 6170 mm (20.25 ft). De acuerdo con el diseño del reactor SSOI de la presente invención, la región entre las etapas abierta se puede rellenar, al menos parcialmente, con uno o más materiales estables inertes con un área superficial elevada 551 y 556, en una cantidad suficiente para proporcionar un área superficial total de al menos 930 m2 (10000 ft2) para retirar elementos que promueven el depósito de residuos, preferentemente al menos 2790 m2 (30 000 ft2) y más preferentemente 3720 m2 (40000 ft2). En esta realización, el material estable inerte con un área superficial elevada 556 son losetas de espuma cerámica de 20 ppi ("poros por pulgada"), con una forma generalmente rectangular y que tienen una densidad relativa de un 8%, una fracción de huecos de un 92% y un área superficial eficaz de aproximadamente 1260 m2/m3 (384 ft2/ft3). Las losetas de espuma cerámica se sitúan en contacto directo con la lámina tubular de salida del ISHX (545) y se disponen de tal manera que se consigue un lecho de espuma cerámica continuo con una superficie superior plana y un grosor uniforme de 76 rain (3 in). Se prefiere que este lecho de espuma cerámica se asegure en su lugar utilizando paneles con soporte para el catalizador en forma de gravilla que comprenden malla metálica, aunque opcionalmente se podrán utilizar otros medios para asegurarlo. Tal como se configura en esta realización, un lecho de espuma cerámica de este tipo proporciona un área superficial total superior a 2290 m2 (24 650 ft2) para eliminar los elementos que promueven el depósito de residuos.
Dentro de la región entre las etapas abierta 550 e inmediatamente aguas abajo respecto al lecho de espuma cerámica hay un montaje de mezcla del oxidante suplementario; en esta realización, el montaje de mezcla especifico es un "mezclador de venturi", pero también se podrán utilizar otros montajes de mezcla del oxidante suplementario sin alejarse de la naturaleza de la presente invención.
La linea de suministro del oxidante suplementario 546 proporciona el oxidante suplementario, que comprende oxigeno y opcionalmente uno o más componentes inertes, tales como, por ejemplo, nitrógeno, agua o dióxido de carbono, como una corriente gaseosa al mezclador de venturi. Se podrá utilizar un intercambiador de calor 547 opcional para el oxidante para para ajustar la temperatura del oxidante suplementario antes de que alcance el mezclador de venturi. También podrá estar presente un medio de control del flujo opcional tal como, por ejemplo, una válvula de control del flujo (no se muestra) en la linea de suministro del oxidante suplementario 546.
El mezclador de venturi de esta realización comprende tres secciones, interconectadas para formar un montaje de mezcla continuo, a través del cual pasa el flujo: una sección de contracción de entrada 552, una sección intermedia estrecha 553 y una sección de expansión de salida 554. La longitud global del mezclador de venturi es de 6096 mm (20 ft).
La sección de contracción de entrada 552 es un cono truncado invertido con un diámetro de entrada de 5486 mm (18 ft), un diámetro de salida de 305 mm (12 in), una longitud global de 1494 mm (4.9 ft) y un ángulo incluido de 120 grados. En esta realización, se coloca material estable inerte con un área superficial elevada adicional 551 dentro de la sección de contracción de entrada 552/ específicamente, la sección de contracción 552 se rellena completamente con esferas cerámicas inertes EnviroStone 66 con un diámetro de 25.4 mm (1 in), lo que proporciona 1769 m2 (19 000 ft2) adicionales de área superficial para la eliminación de elementos que promueven el depósito de residuos. Cuando se combina con una capa de espuma cerámica de 20 ppi adyacente a la lámina tubular del ISHX, esto da como resultado un área superficial total dentro de la región entre las etapas abierta 550 de más de 4060 m2 (43700 ft2). También se coloca una retícula de malla metálica horizontal (no se muestra) en la intersección de la sección de contracción 552 y la sección estrecha 553 para proporcionar soporte a las esferas inertes y prevenir que entren en la sección estrecha 553.
La sección intermedia estrecha 553 es un cilindro con un diámetro interno de 305 mm (12 in) y una longitud global de 1219 mm (4 ft); esta sección estrecha podrá comprender uno o más elementos de combinación 548 seleccionados de la lista que incluye: boquillas, inyectores, elementos de mezcla gas-gas, distribuidores, aspiradores, elementos de mezcla con efecto coanda, elementos burbujeadores, elementos de mezcla estática, eductores y lanzas. Aparte de los elementos de combinación, se prefiere que la sección estrecha 553 esté exenta de obstrucciones de modo que se aximice la eficacia de la mezcla, p. ej., en al menos una realización, la sección estrecha 553 no comprende material estable inerte con un área superficial elevada.
En esta realización específica, el elemento de combinación 548 comprende un elemento de mezcla gas-gas. En EP1726355 (Bl) se describe un ejemplo de un elemento de mezcla gas-gas adecuado. Otros ejemplos de elementos de mezcla gas-gas adecuados incluyen elementos comercializados, tales como OXYNATOR™ (se puede adquirir de Air Liquide de París, Francia) y el inyector de oxígeno OXYMIX™ (se puede adquirir de Linde Gas División de Linde AG, Hollriegelskreuth, Alemania).
Cuando se utiliza un elemento de mezcla gas-gas como elemento de combinación, el elemento se puede colocar cerca del extremo aguas arriba de la sección estrecha 553, de modo que haya una longitud aguas abajo respecto al elemento de al menos 3 diámetros de la tubería cuya longitud no está obstruida. Por lo tanto, en esta realización, el elemento de mezcla 548 se coloca a una distancia de no más de 305 mm (12 in) desde el extremo aguas arriba de la sección estrecha 553.
La sección de expansión de salida 554 es un cono truncado con un diámetro de entrada de 305 mm (12 in), un diámetro de salida de 5486 mm (18 ft), una longitud global de 3377 mm (11.1 ft) y un ángulo incluido de 75 grados. La sección de expansión 554 está vacía, es decir, no comprende material estable inerte con un área superficial elevada.
Opcionalmente, al menos una porción de la pared de la carcasa de la región entre las etapas abierta 550 comprende segmentos de la carcasa separables, tal como se indica en la Figura 5 con las lineas discontinuas. En una realización, los segmentos de la carcasa separables se extienden desde la interfaz 545 hasta la 555, lo que proporciona un acceso suficiente para retirar una o más secciones completas (552, 553 o 554) del mezclador de venturi desde la región entre las etapas abierta 550. En otra realización, la pared de la carcasa de la región entre las etapas abierta 550 se podrá retirar completamente del reactor, lo que proporciona suficiente espacio libre para retirar las tres secciones del mezclador de venturi simultáneamente. La utilización de este tipo de segmentos de la carcasa separables opcionales podrá reducir la necesidad de conductos de visita de acceso en la pared de la carcasa de la región entre las etapas abierta 550.
La segunda etapa de reacción 560 contiene varios tubos con un diámetro interno de 31.75 m (1.25 in), representados en general en la figura como 565a, 565b, 565c. El extremo de entrada de cada tubo en la segunda etapa de reacción se une, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular de entrada de R2 (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la conexión interfacial 555). El extremo de salida de cada sección del tubo 565a, 565b, 565c, se une, por ejemplo, por soldadura o enrollamiento, a la lámina tubular de salida de R2 (no se muestra per se, pero está ubicada en la misma posición en la figura que la conexión separable 575). En esta realización el número y diámetro de los tubos de la segunda etapa de reacción (los tubos R2) son diferentes que los de los tubos de la primera etapa de reacción (los tubos Rl).
Aunque no se muestra en la Figura 5, esta realización del reactor SSOI de la invención comprende además tres sistema de circulación del refrigerante controlados de manera independiente, lo que proporciona la capacidad de ajustar individualmente la temperatura de cada sección refrigerada (510, 530, 560) según se necesite. Los sistemas se denominan en la presente sistema de circulación del refrigerante Rl, que presta apoyo a la primera etapa de reacción 510; el sistema de circulación del refrigerante del ISHX, que presta apoyo al intercambiador de calor entre las etapas 530; y el sistema de circulación del refrigerante R2, que presta apoyo a la segunda etapa de reacción 560. En al menos una realización, el fluido de transferencia del calor Syltherm™ (se puede adquirir de Dow Chemical Co. de Midland, Michigan EE. UU.) se utiliza como medio refrigerante para los tres sistemas de circulación.
Conforme con el diseño de la presente invención, una configuración del sistema refrigerante de este tipo permite que la temperatura del lateral del proceso del intercambiador de calor entre las etapas se controle independientemente de la temperatura del proceso de la primera etapa de reacción, lo que garantiza que el gas de trabajo que abandona el ISHX se pueda mantener a una temperatura de al menos 240 °C y de 280 °C como máximo. Aunque no es una característica esencial del diseño de la invención, esta realización específica también podrá proporcionar la capacidad de controlar la temperatura del lateral del proceso de la segunda etapa de reacción independientemente de la temperatura del proceso del intercambiador de calor entre las etapas; se utiliza una capacidad adicional de este tipo para controlar el funcionamiento del proceso de oxidación en al menos una realización de la presente invención. Otras características de los sistemas de circulación de sal del lateral de la carcasa, incluido el equipo del sistema y los deflectores del lateral de la carcasa, son congruentes con la realización de la Figura Ib descrita previamente. Cabe señalar que los flujos de los refrigerantes de la presente realización se mueven generalmente en una dirección que es opuesta al flujo del proceso - es decir, el medio refrigerante fluye hacia arriba a través de la carcasa a la vez que el gas de trabajo fluye hacia abajo a través de los tubos - lo que se denomina normalmente circulación del refrigerante contracorriente. También es factible configurar el flujo del refrigerante de esta realización para que fluya generalmente hacia abajo en una circulación del refrigerante a favor de la corriente, o incluso como una circulación del refrigerante "híbrida", donde algunos flujos del refrigerante están a favor de la corriente mientras que otros circulan contracorriente. Además, se contempla que en algunas realizaciones pueda ser ventajoso utilizar más de un medio refrigerante para un único reactor, tal como, por ejemplo, fluido de transferencia de calor Syltherm™ en el sistema de circulación del refrigerante R1 y en el sistema de circulación del refrigerante del ISHX, y la sal HITEC®en el sistema de circulación del refrigerante R2.
Cuando se hace funcionar con las condiciones de adición del oxidante suplementario resumidas en el Caso 2 de la Tabla 7A, el reactor de esta realización tiene una capacidad nominal de ácido acrílico de 110 kT por año. Asimismo, se ha determinado que el tiempo de permanencia entre las etapas para esta realización, que es la suma total del tiempo de permanencia a través del intercambiador de calor entre las etapas, la capa de espuma cerámica y cada sección del mezclador de venturi, es 2.85 segundos. El Ejemplo 7 (a continuación) ilustra como se calcula el tiempo de permanencia entre las etapas para los reactores SSOI que se hacen funcionar con una adición de oxidante suplementario.
La Figura 6 proporciona una vista detallada de una realización de un montaje de mezcla del oxidante suplementario, útil en los reactores SSOI que se hacen funcionar con una adición de oxidante suplementario. En esta realización, el montaje de mezcla del oxidante suplementario es un mezclador de venturi que comprende un anillo de inyección novedoso, y se muestra dicho mezclador de venturi en una orientación del proceso con flujo ascendente, donde los gases de trabajo entran por la parte inferior a través de una sección de contracción de entrada 650, pasan a través de una sección intermedia estrecha 630 y salen a través de una sección de expansión de salida 640. Una orientación de este tipo podrá ser útil en los reactores con un proceso de flujo ascendente, tales como, por ejemplo, el reactor de la realización de la Figura 4. Aunque en la presente se describe en una orientación del proceso con flujo ascendente, cabe señalar que el aparato que es el mezclador de venturi de la Figura 6 también se podría emplear beneficiosamente en una orientación con flujo descendente.
En esta realización, el mezclador de venturi reposa sobre una capa con .un grosor de 150 mm (6 in) de espuma con celdas abiertas de acero inoxidable 660. La sección de contracción de entrada 650 tiene una forma cónica, con una dimensión de la base DI de 5517 mm (18.1 ft), una altura H1 de 379 mm (1.24 ft) y un ángulo incluido Al de 160 grados. La sección 650 además comprende una pestaña de fijación 651, que tiene un grosor de aproximadamente 76 mm (3 in). En al menos una realización, el volumen interior de la sección de contracción de entrada comprende material inerte particulado que tiene un volumen de la fracción de huecos inferior a un 50%. En una realización, por ejemplo, un 50% del volumen interior de la sección de contracción de entrada 650 está ocupado con esferas inertes Denstone 57 con un diámetro de 25.4 mm (1 in) (representadas en la figura como 655) para reducir el tiempo de permanencia en esta sección del mezclador de venturi.
La sección intermedia estrecha 630 es cilindrica, con un diámetro interno DO de 1219 mm (4 ft). La sección 630 tiene una altura global H0 de 457 mm (1.5 ft), lo que es el resultado de combinar una sección de pared con un grosor de 305 mm (12 in) con un par de pestañas de fijación de 76 mm (3 in) 641 y 651; las pestañas de fijación 641 y 651 proporcionan una conexión separable con la sección 630 y se mantienen en su sitio con fijadores separables (no se muestran), tales como, por ejemplo, pasadores. El interior de la sección estrecha 630 comprende un canal anular integral 631 que está en conexión fluida con varios puertos de inyección 635 y se denomina en la presente "anillo de inyección", los puertos de inyección 635 son los elementos de combinación del anillo de inyección y sirven para distribuir uniformemente la corriente de oxidante suplementario por toda la sección estrecha del aparato que es un mezclador de venturi.
En la realización de la Figura 6, el anillo de inyección emplea en total 216 puertos de inyección, cada uno con un diámetro de 9.5 mm (3/8 in). Tal como se indica en la figura, estos puertos de inyección se configuran en tres filas paralelas, que se colocan según un patrón triangular/en zig zag regular a lo largo de la superficie interior del anillo de inyección. Cada fila contiene 72 puertos de inyección, espaciados uniformemente alrededor de la circunferencia interior del anillo de inyección, con una distancia de aproximadamente 44 mm (1.7 in) entre cada puerto de la fila. Al menos una linea de suministro del oxidante suplementario 633 se conecta a la sección estrecha 630, y proporciona una vía para que el gas de alimentación oxidante suplementario entre en el canal anular 631. En esta realización, la linea de suministro del oxidante suplementario 633 tiene un diámetro de 203 mm (8 in) y comprende un medio para el control de la temperatura, tal como un intercambiador de calor de control de la temperatura aguas arriba opcional (no se muestra) y también un medio para el control del flujo, tal como una válvula de control del flujo aguas arriba (no se muestra). En al menos una realización, el diámetro de la linea de suministro 633 es grande en relación con el tamaño de los puertos de inyección 635 para potenciar la distribución del gas de alimentación a lo largo de toda la circunferencia del anillo de inyección; por ejemplo, la relación del diámetro de la linea de suministro 633 respecto al diámetro del puerto de inyección 635 puede ser al menos 10, tal como al menos 15 o al menos 20. En esta realización especifica, el diámetro de la linea de suministro es de 203 mm y el diámetro del puerto de inyección es de 9.5 mm, lo que hace que la relación del diámetro de la línea de suministro 633 respecto al diámetro del puerto de inyección 635 sea 21. Esta relación elevada también garantiza una caída de la presión suficiente para resistir un reflujo de los gases de trabajo potencialmente inflamables del anillo de inyección a la línea de suministro del oxidante suplementario 633. También se podrá emplear una filtración opcional de la corriente del gas oxidante suplementario para minimizar el bloqueo potencial de puertos de inyección con un diámetro pequeño a causa de material no deseado, tal como, por ejemplo, sólidos poliméricos, partículas de herrumbre o microgotas líquidas atrapadas.
El segmento de expansión de salida 640 podrá tener una forma cónica, con una dimensión de la base D2 de 5517 mm (18.1 ft), una altura H2 de 2149 mm (7 ft) y un ángulo incluido A2 de 90 grados. El segmento 640 además comprende una pestaña de fijación 641, que tiene un grosor de aproximadamente 76 mm (3 in). En al menos una realización, el volumen interior del segmento de expansión de salida 640 está vacio.
Cuando el montaje de mezcla del oxidante suplementario de esta realización, que incluye las esferas Denstone mencionadas anteriormente en el segmento de contracción 650, se instala en un reactor SSOI del tipo ilustrado previamente en la Figura 4, y que se hace funcionar adicionalmente en las condiciones del Caso 2 de la Tabla 7A (p. ej., una tasa de propileno de 9702 kg/h y un flujo de oxidante suplementario total de 6437 Nm3/h), el reactor SSOI resultante funcionará con un tiempo de permanencia entre las etapas de aproximadamente 2.5 segundos y tendrá un área superficial inerte dentro de la región entre las etapas de más de 4850 m2 (52300 ft2).
La combinación del reactor SSOI de la presente invención con un sistema de recogida y purificación de ácido acrilico podrá dar como resultado un proceso mejorado para producir ácido acrilico con una pureza comercial. Por ejemplo, se podrá utilizar una torre de absorción a contracorriente equipada con una corriente de liquido absorbente, tal como, por ejemplo, agua o difenilo, para recoger el ácido acrilico del gas con el producto del reactor, para formar de esta manera una solución con el producto crudo que comprende ácido acrilico y absorbente. A continuación se podrá recuperar el ácido acrilico a partir de la solución con el producto crudo utilizando pasos de separación tales como la extracción y la destilación azeotrópica con disolventes. Se proporcionan ejemplos de este tipo de sistemas de recogida y purificación de ácido acrilico basados en la absorción en las patentes de los EE. UU. N.os 5426221; 6639 106; y 6998 505.
La Figura 8 es una realización de la presente invención que se refiere a un proceso integrado para producir ácido acrilico, que comprende el reactor SSOI con flujo ascendente (830) y un sistema de recogida y purificación del ácido acrilico exento de disolventes. El sistema de recogida y purificación del ácido acrilico exento de disolventes comprende una columna de deshidratación y una columna de acabado .
El reactor SSOI comercial a gran escala de esta realización especifica tiene una capacidad instalada de ácido acrilico de 160 kT/año y el sistema de recogida y purificación de ácido acrilico exento de disolventes, denominado en la presente sistema "SFT" tiene un tamaño adecuado para proporcionar una capacidad de procesamiento de ácido acrilico equivalente (emparejada). Se describe un ejemplo de un sistema SFT en la patente de los EE. UU. N.° 8 242 308, que se incorpora a la presente por referencia. La utilización de un sistema SFT combinado con el reactor SSOI de la presente invención podrá proporcionar al menos uno de los siguientes beneficios respecto a la combinación del reactor SSOI con procesos de recogida y purificación de ácido acrilico basado en un componente absorbente más tradicionales: (1) El sistema SFT no comprende una torre de absorción y, en consecuencia, no requiere la adición de absorbentes, tales como, por ejemplo, corrientes liquidas que comprenden difenilo o agua (2) El sistema SFT es capaz de deshidratar ácido acrilico crudo sin utilizar la disolventes de extracción, tales como acrilato de etilo, o disolventes para la destilación que forman mezclas azeotrópicas con el agua, tales como, por ejemplo, cetona metil isobutilica (MIBK), acetato de etilo, tolueno o acetato de isopropilo.
Las mejoras de este tipo pueden simplificar enormemente la producción de ácido acrilico y reducir la cantidad de equipo requerida para el proceso, lo que da como resultado de esta manera ahorros significativos tanto económicos como de operaciones respecto a los procesos de la téenica anterior.
En referencia a la Figura 8, el reactor 830 se construye con cabezales para el reactor de entrada y de salida separables. En las condiciones del diseño, se proporciona propileno al reactor con un caudal de más de 14 100 kilogramos por hora (31 000 libras por hora). Se mezclan entre si propileno, aire, gas recielado (corriente 814), y opcionalmente vapor, utilizando elementos de mezcla estáticos en linea para formar un gas de alimentación mixto con una concentración de propileno de al menos un 7.5% molar, una relación molar de oxigeno respecto al propileno de entre 1.6 y 2.0 y una relación molar de vapor de agua respecto al propileno de aproximadamente 1.2 o inferior. En una realización, el gas de alimentación mixto tiene una concentración de propileno de al menos un 8% molar, y la relación molar de oxigeno respecto al propileno es de aproximadamente 1.8, y la relación molar de vapor de agua respecto al propileno es de aproximadamente 0.75 o inferior.
El gas de alimentación mixto entra a la parte inferior del reactor mediante una linea de alimentación común 831 a una temperatura superior a la temperatura de roclo de la mezcla. En una realización, el gas de alimentación mixto entra en el reactor con una temperatura inferior a aproximadamente 200 °C, por ejemplo, aproximadamente 195 °C o incluso aproximadamente 145 °C. Se podrán utilizar opcionalmente uno o más intercambiadores de calor y. vaporizadores de propileno (no se muestran) para controlar la temperatura de los gases de alimentación individuales, para controlar de esta manera la temperatura del gas de alimentación mixto que entra en el reactor. Opcionalmente, la temperatura de la corriente del gas recielado 814 se podrá controlar a través del intercambio de calor con la corriente de gas con el producto 801; el aparato para el intercambio de calor 832 se podrá configurar para este propósito (no se muestra). La primera etapa de reacción, que está en la porción inferior del reactor, comprende más de 33000 tubos de acero al carbono sin soldaduras con un diámetro interno de 25.4 mm, dispuestos según un patrón triangular de 60 grados y tiene una longitud de 3750 mm (12.3 ft). Cada tubo dentro de la primera etapa de reacción es continuo coaxialmente con los tubos del intercambiador de calor entre las etapas, ubicado inmediatamente aguas abajo respecto a la primera etapa de reacción y denominado en la presente intercambiador de calor entre las etapas integrado. Por lo tanto, el intercambiador de calor entre las etapas (ISHX) también comprende más de 33 000 tubos de acero al carbono sin soldaduras con un diámetro interno de 25.4 mm. El ISHX tiene una longitud de 2100 mm (6.9 ft). La longitud total de los tubos continuos que pasan a través de la primera etapa de reacción y del intercambiador de calor entre las etapas es, por lo tanto, de 5850 m (19.2 ft). Para retener el catalizador dentro de estos tubos continuos, se unen directamente a la lámina tubular de entrada de la primera etapa varios de los paneles con soporte para el catalizador en forma de gravilla que comprenden malla metálica descritos previamente. En cada uno de los tubos continuos se colocan a continuación los siguientes componentes, comenzando con el extremo aguas arriba (entrada) del tubo: • 250 mm (10 in) de esferas de cerámica inerte EnviroStone 66 con un diámetro de in (6 mm) • 730 mm (36 in) del catalizador ACF7-L (cilindro grande) · 2770 mm (136 in) del catalizador ACF7-S (cilindro pequeño) • un accesorio insertado inductor de turbulencias retorcido con una longitud de 2100 mm (83 in) Este plan de colocación da como resultado una carga de 1.042 kg de catalizador ACF7 total (partículas de tamaño grande + pequeño) en cada tubo de la primera etapa de reacción. El tiempo de permanencia del gas de trabajo al atravesar el intercambiador de calor entre las etapas es de 0.94 segundos Los gases de trabajo abandonan el intercambiador de calor entre las etapas con una temperatura de 280 °C como máximo (536 °F) y pasan a continuación a través de la región entre las etapas abierta. Se podrá pasar un oxidante suplementario opcional 835, tal como aire u otros gases que contengan oxigeno, a través de un intercambiador de calor opcional 836 y a continuación añadirlo a la región entre las etapas abierta; en este tipo de casos, se podrán utilizar dispositivos de mezcla opcionales, tales como, por ejemplo, un mezclador de venturi del tipo descrito previamente en la presente y que se ilustra adicionalmente en la Figura 6, para homogeneizar de manera segura la mezcla del gas de trabajo y el oxidante suplementario. Sin embargo, en esta realización especifica no se añade oxidante suplementario a la región entre las etapas abierta.
La región entre las etapas abierta tiene una longitud de 2100 mm (6.9 ft) y en ella se colocan suficientes esferas inertes EnviroStone 66 con un diámetro de 38 mm (1.5 in) para ocupar aproximadamente un 90% del volumen dentro de la región entre las etapas abierta, lo que proporciona de esta manera un lecho de esferas cerámicas con una profundidad promedio superior a 1895 mm (6.2 ft) y un área superficial superior a 4180 m2 (más de 45000 ft2) para la eliminación de elementos que promueven el depósito de residuos. Además, el tiempo de permanencia entre las etapas (tiempos de permanencia en el ISHX y la región entre las etapas abierta combinados), según se ha medido en las condiciones de referencia de 240 °C y 30 psia (2 atm), es de aproximadamente 2.2 segundos, es decir, un tiempo de permanencia inferior a 3 segundos.
Los gases de trabajo pasan a continuación a la segunda etapa de reacción, ubicada en la porción superior del reactor. La segunda etapa de reacción tiene una longitud de 3405 mm (11.2 pies). La segunda etapa de reacción tiene un recuento de tubos, diámetro interno de los tubos y disposición de los tubos idénticos a los de la primera etapa de reacción, por lo tanto también comprende más de 33 000 tubos de acero al carbono sin soldaduras con un diámetro interno de 25.4 mm y dispuestos según un patrón triangular de 60 grados. Para retener el catalizador dentro de estos tubos, se unen directamente a la lámina tubular de entrada de la segunda etapa varios de los paneles con soporte para el catalizador en forma de gravilla que comprenden malla metálica descritos previamente. En cada uno de estos tubos se colocan los siguientes componentes, comenzando con el extremo aguas arriba (entrada) del tubo: • un accesorio insertado retorcido modificado con una longitud global de 305 mm (12 in), que comprende un resorte de retención cónico con una longitud de 25.4 m (1 in) unido al extremo aguas abajo de un accesorio insertado inductor de turbulencias retorcido con una longitud de 280 mm (11 in) 640 mm (31.5in) del catalizador ACS7-L (esfera grande) • 2260 mm (120.5in) del catalizador ACS7-S (esfera pequeña) * 200 mm (7.9 in) de esferas de cerámica inerte EnviroStone 66 con un diámetro de ¾ in (6 mm) Este plan de colocación da como resultado una carga de 1.417 kg de catalizador ACS7 total (partículas de tamaño grande + pequeño) en cada tubo de la segunda etapa de reacción, y proporciona una relación másica del catalizador global de 1.36 para el reactor.
Las tres regiones del reactor principales (primera etapa de reacción, intercambiador de calor entre las etapas y segunda etapa de reacción) se podrán refrigerar mediante sus propios sistemas de circulación del refrigerante del lateral de la carcasa independientes. Se podrán utilizar uno o más de los siguientes: la sal HITEC®, Dowtherm™ o Syltherm™ como medio refrigerante; en esta realización específica, se emplea la sal refrigerante HITEC® fundida. Aunque no se muestra específicamente en la figura, cada uno de estos sistemas de circulación del refrigerante comprende otros componentes, tales como, por ejemplo, bombas, válvulas de control del flujo del refrigerante y calderas de vapor, y funciona en una configuración de la circulación a favor de la corriente, lo que significa que, para cada región del reactor, una corriente de la sal refrigerada entra en la porción inferior de la región y una corriente de la sal caliente abandona la porción superior de la región.
El gas con el producto que comprende ácido acrilico 801 abandona la parte superior del reactor y se refrigera en un intercambiador de calor indirecto 832 hasta una temperatura de aproximadamente 225 °C (437 °F). El intercambiador de calor indirecto 832 podrá comprender uno o más aparatos de transferencia de calor incluidos, sin carácter limitante, intercambiadores de calor de carcasa y tubos, tubos encamisados, intercambiadores de calor de placas (PHE, por sus siglas en inglés), intercambiadores de calor de tubos retorcidos e intercambiadores de calor en espiral. En esta realización, el intercambiador de calor 832 es un intercambiador de calor de carcasa y tubos. En una realización alternativa, el intercambiador de calor indirecto 832 se omite y el reactor SSOI comprende un elemento refrigerante de salida integral (no se muestra), situado entre la lámina tubular (superior) de salida de la- segunda etapa de reacción y el cabezal del reactor de salida. Este tipo de elemento refrigerante de salida integral tiene un diseño similar al del intercambiador de calor entre las etapas, tiene tubos que son continuos coaxialmente con los tubos de la segunda etapa de reacción, una circulación del refrigerante independiente y accesorios insertados inductores de turbulencias con una fracción de huecos elevada dentro de cada tubo.
El gas de trabajo refrigerado entra a continuación en la porción inferior de la columna de deshidratación 810, donde entra en contacto directamente con un pulverizado liquido circulante. Se retira una corriente poco volátil de deshidratación liquida 816 de la parte inferior de la columna 810 y se transfiere una porción de la corriente (820) al equipo de transferencia calorífica 812, que podrá comprender uno o más termosifones o equipos de transferencia calorífica del tipo que tiene una circulación forzada. La corriente calentada se suministra a continuación (mediante la línea de transferencia 811) al aparato de pulverización dentro de la porción inferior de la columna de deshidratación 810; este tipo de configuración de la columna de deshidratación se conoce en la presente como un paso "de enfriamiento rápido integrado". En una realización alternativa, este paso de enfriamiento rápido de contacto con un líquido se realiza en uno o más recipientes (no se muestran) inmediatamente aguas arriba de la columna de deshidratación 810; una realización alternativa de este tipo se denomina paso "de enfriamiento rápido en etapas".
En la realización de la Figura 8, tras el contacto con el pulverizado liquido dentro de la columna de deshidratación, el gas de trabajo que se ha enfriado rápidamente pasa a continuación hacia arriba a través de una serie de componentes que son etapas de separación tales como, por ejemplo, una o más bandejas perforadas, bandejas de flujo doble, bandejas con una cabeza de burbujeo, empaquetamiento de relleno suelto, bandejas con válvulas y empaquetamiento estructurado, para separar el ácido acrilico de la fracción de impurezas ligeras. Una corriente de gas de trabajo intermedia, que comprende vapor de agua y gases que no se condensan tales como, por ejemplo, nitrógeno, dióxido de carbono, propano y propileno que no ha reaccionado, abandonan la parte superior de la columna 810 y pasan a través del condensador 813, lo que genera el condensado 807 que se refluye de vuelta a la columna 810 y una corriente de vapor muy volátil de la columna de deshidratación 802 que comprende vapor de agua y otros gases que no condensan. En una realización, la corriente de vapor muy volátil de la columna de deshidratación 802 comprende menos de un 25% molar de vapor de agua. En una realización, la corriente 802 comprende aproximadamente un 80% de nitrógeno y como máximo un 5% de CO2 y CO combinados. La corriente de vapor muy volátil de la columna de deshidratación 802 se divide en dos porciones, una corriente de gas recielado 814 y una corriente de purga 815. La corriente del gas reciclado 814 tiene un caudal másico de entre un 5 y un 50% del caudal másico de la corriente de vapor muy volátil 802, tal como, por ejemplo, entre un 10 y un 40% de la corriente de vapor muy volátil 802, o entre un 15 y un 35% de la corriente de vapor muy volátil 802. La corriente del gas reciclado 814 se devuelve al reactor SSOI 830. Opcionalmente, la corriente de gas reciclado 814 se podrá procesar en uno o más pasos de acondicionamiento, tales como, por ejemplo, filtración, coalescencia, precalentamiento y compresión (no se muestran) antes de ser devuelta al reactor 830. Si se utilizan compresores, se prefiere que al menos uno de dichos compresores sea de un tipo seleccionado a partir de la lista que incluye máquinas soplantes (también conocidas en la téenica como compresores radiales o compresores centrífugos), compresores de tornillo exentos de aceite y compresores cyectores a chorro líquido. En una realización, la corriente de gas reciclado 814 se mezcla primero con aire de trabajo y a continuación se procesa en un compresor centrífugo antes de ser devuelta al reactor SSOI 830. En al menos una realización, las superficies interiores de las líneas del proceso a través de las cuales los flujos de la corriente del gas de trabajo recielado 814 se mantienen a una temperatura que no sea inferior a aproximadamente 90 °C, y por encima de la temperatura de rocio del agua, para prevenir la condensación de vapor de agua en ellas. La corriente de purga 815 se podrá ventilar o, en al menos una realización, se podrá procesar adicionalmente, por ejemplo, en una o más unidades de combustión catalítica (CCU, por sus siglas en inglés), un oxidante térmico y un sistema de recuperación del calor residual (no se muestran).
La corriente 803, la porción de la corriente poco volátil de deshidratación líquida 816 que no se transfiere al equipo de transferencia calorífica 812, se suministra a la columna de acabado 817. La columna de acabado 817 funciona con una presión subatmosférica y comprende una serie de componentes que son etapas de separación, tales como, por ejemplo, una o más bandejas perforadas, bandejas de flujo doble, bandejas con una cabeza de burbujeo, empaquetamiento de relleno suelto, bandejas con válvulas y empaquetamiento estructurado, para separar ácido acrílico de la fracción de impurezas pesadas y producir una corriente con el producto ácido acrílico 805 que se extrae lateralmente. La corriente de ácido acrílico 805 que se extrae lateralmente comprende al menos un 99.5% en peso de ácido acrílico, menos de un 0.15% de agua y menos de un 0.075% de ácido acético; por lo tanto, la corriente cumple los requisitos de pureza del "ácido acrilico con calidad téenica" y se podrá utilizar sin una purificación adicional para este propósito. Opcionalmente, una corriente con el producto ácido acrilico 805 que se extrae lateralmente se podrá procesar adicionalmente en un proceso de cristalización fundida (no se muestra) para obtener ácido acrilico con una pureza aún mayor.
Generalmente, la recirculación de la fracción poco volátil 809, que comprende la fracción pesada, tal como, por ejemplo, el dimero de ácido acrilico, se circula a través del equipo de transferencia calorífica 818, que podrá comprender uno o más termosifones o equipos de transferencia calorífica del tipo que tiene una circulación forzada, y se devuelve a la porción inferior de la columna de acabado. Al menos una porción de la recirculación de la fracción poco volátil 809 se transfiere a un proceso de esterificación (mediante una corriente con producto de grado áster 806) tal como, por ejemplo, un proceso de producción de acrilato de butilo, que comprende un elemento fragmentador del dímero. En una realización, la relación del flujo másico de la corriente con el producto de grado áster 806 respecto a la corriente con producto ácido acrilico 805 que se extrae lateralmente no es superior a 1.5. En otra realización, la relación del flujo másico de la corriente con el producto de grado éster 806 respecto a la corriente con producto ácido acrilico 805 que se extrae lateralmente no es superior a 1.0. Opcionalmente, una porción de la fracción poco volátil recirculada 809 se reciela a la parte superior de la columna de acabado para reducir el consumo del inhibidor de la polimerización. La corriente muy volátil de la columna de acabado 808 se pasa a través del condensador total 819; nada del condensado liquido resultante se refluye a la columna 817; en su lugar toda corriente condensada de la columna de acabado 804 se combina con la corriente 820 y se devuelve al aparato de pulverización dentro de la porción inferior de la columna de deshidratación 810.
Se admite que un número sustancial de características y detalles adicionales conocidos tales como la utilización de equipo de rastreo, aislamiento, limpieza, instrumentación, filtros en línea, termopares multipunto, equipo de seguridad, equipo de recuperación energética, aparato de distribución y pulverización del inhibidor, y materiales específicos de la construcción, así como también la adición de inhibidores de la polimerización, gas que contiene oxígeno, agentes que evitan el depósito de residuos e inhibidores de la corrosión en puntos específicos dentro del proceso, se podrán incorporar adicionalmente a este diseño del proceso sin desviarse del alcance de la presente realización inventiva.
En al menos una realización, se podrá emplear un medio para reducir la presión de trabajo dentro la segunda etapa de reacción. Este tipo de medios se podrá utilizar individualmente, pero también se puede utilizar combinado con una o más características del diseño, tal como la utilización mencionada anteriormente de tubos con diámetros internos mayores que 22.3 m. En una realización, se puede utilizar un cabezal de reactor de salida cónico (representado en la Figura 5 por el componente 580) más que un cabezal curvado o elíptico, para reducir una pérdida de presión del flujo turbulento en la salida del reactor.
En otra realización (remítase a la Figura 8), se puede utilizar una canalización de salida 801 con un diámetro grande para transferir el gas con el producto del reactor (también conocido como "gas de reacción") entre la salida del reactor y el equipo aguas abajo de recogida y purificación, tal como, por ejemplo, la torre de deshidratación 810, con el fin de minimizar la presión dentro del reactor SSOI 830. Tal como se emplea en la presente, la expresión "canalización de salida con un diámetro grande" se refiere a una canalización de salida con un diámetro suficiente para lograr una relación del diámetro de salida, K0, de 0.08 o superior. La relación del diámetro de salida, K0, se define en la presente como la relación del diámetro de la canalización de salida (DP) respecto al diámetro del cabezal de salida del reactor (DR) - es decir, K0 = DP / DR. A modo de ejemplo, para la realización del reactor de la Figura 1, que tiene un diámetro del cabezal de salida del reactor de 5517 raí (18.1 ft), una tubería de salida con un diámetro de 305 mm (12 in) no se consideraría una "canalización de salida con un diámetro grande", debido a que Ko = 0.055. Por lo tanto, para una realización donde el diámetro del cabezal de salida del reactor es de 5517 mm (18.1 ft), la canalización de salida desde la salida del reactor hasta la columna de deshidratación debería tener un diámetro de al menos 457 mm (18 in) (K = 0.083), tal como, por ejemplo, un diámetro de al menos 610 mm (24 in) (K = 0.111), un diámetro de al menos 762 m (30 in) (K = 0.138) o un diámetro de al menos 914 mm (36 in) (K = 0.166). Obviamente, el experto en la téenica puede realizar cálculos similares, una vez que disponga del contenido de esta descripción, para determinar las dimensiones apropiadas de otras "canalizaciones de salida con un diámetro grande" para un diámetro del cabezal de salida del reactor determinado.
En algunas realizaciones, se coloca un intercambiador de calor opcional, denominado en la presente "refrigerante de salida R2" aguas abajo respecto a la salida del reactor para ajustar la temperatura del gas con el producto antes de su transferencia al equipo de recogida aguas abajo, tal como un absorbente acuoso o una torre de deshidratación. Los diseños de carcasa y tubos están bien representados en la téenica anterior para su uso en el servicio refrigerante de salida de R2 (remítase, por ejemplo, a la patente de los EE. UU. N.° 7 038 079) y, si se utilizan, se podrían diseñar para minimizar la caída de la presión lateral del gas-proceso. Además, debido a que es común el depósito de residuos de un refrigerante de salida de R2 de tipo carcasa y tubos opcional de este tipo, en al menos una realización, el lateral del gas-proceso del refrigerante de salida de R2 se puede construir con materiales resistentes al depósito de residuos, tales como, por ejemplo, monel u otros metales que contienen cobre (remítase, por ejemplo, a la patente de los EE. UU. N.° 7 906 679, incorporada a la presente por referencia). Las características de diseño geométricas, tales como líneas de proceso con pendiente y tubos del intercambiador orientados verticalmente también podrán ser beneficiosos para resistir la acumulación de elementos que promueven el depósito de residuos. El uso de agentes que previenen el depósito de residuos e inhibidores en la fase gaseosa o en la fase líquida también puede ser beneficioso. Finalmente, la incorporación de puntos de drenaje bajos y la monitorización continua de las superficies del intercambiador del lateral gas-procesos para detectar el depósito de residuos, combinado con la retirada rápida de cualesquiera acumulaciones identificadas durante dicha monitorización, puede ayudar a minimizar incrementos en la caída de la presión a lo largo del intercambiador y ayuda a evitar que suba la presión de trabajo de la segunda etapa de reacción aguas arriba asociada.
Una alternativa al refrigerante de salida de R2 del tipo carcasa y tubos es un intercambiador de calor de contacto con un líquido, con una caída de presión baja, también conocido como "refrigerante por pulverización", que se describe en la patente de los EE. UU. N.° 8242 308 (remítase, p. ej., a la Figura 2) y que se incorpora a la presente por referencia. En algunas realizaciones, se pueden emplear tanto el refrigerante de salida de R2 de tipo carcasa y tubos como el refrigerante por pulverización; si estos dos tipos de intercambiadores se utilizan combinados con el reactor SSOI de la presente invención, en al menos una realización, el intercambiador de calor de contacto con líquido se puede colocar aguas abajo respecto al refrigerante de salida de R2 de tipo carcasa y tubos.
EJEMPLOS EJEMPLO 1 - ENSAYOS DE RASCADO DE INCRUSTACIONES Se ha publicado en la bibliografía que se pueden emplear métodos especiales para rascar incrustaciones" y/o "regenerar" catalizadores MMO, para mejorar de esta manera su conversión y selectividad. El método conlleva generalmente utilizar periodos de tratamiento breves de 12 horas o más en los cuales el reactor está fuera de la fase de producción y los catalizadores MMO se exponen al aire, o a una combinación de vapor y aire, in situ. Según la bibliografía, cabe esperar que este tipo de tratamientos favorezcan los estados de oxidación de los catalizadores MMO, eliminen depósitos carbonáceos (mediante la oxidación de estos) y reduzcan la caída de presión del lateral del proceso a lo largo del reactor, para mejorar de esta manera el funcionamiento (remítase, por ejemplo, a la columna 7, líneas 33 - 67, de la patente de los EE. UU. N.° 7897 813). Se realizó el Ejemplo 1 para determinar si la utilización de esos métodos de tratamiento podría proporcionar beneficios cuando se aplicara al reactor SSOI de la presente invención.
Para realizar esta prueba, se colocaron catalizadores comerciales nuevos en el reactor SSOI descrito previamente representado en las Figuras la, Ib y le. En este ejemplo particular, se seleccionaron los catalizadores ACF-7 y ACS-7 para su uso en el reactor SSOI de la invención.
Se cargó cada tubo de la primera etapa de reacción 110 con catalizador ACF-7. Comenzando en la entrada del tubo en la lámina tubular de entrada de Rl, en los tubos de la primera etapa de reacción (115 a, b, c) se colocaron los siguientes componentes: aproximadamente 267 mm de esferas inertes, 905 mm de catalizador ACF-7L y 3445 mm de catalizador ACF-7S. Esto dio como resultado una masa total (ACF-7L + ACF-7S) de 1.295 kg/tubo del catalizador de la primera etapa.
El segmento del tubo restante, con una longitud de 2057 mm, (135 a, b, c), que pasa a través del intercambiador de calor entre las etapas integral 130, se ocupó con una capa de transición corta (profundidad de 25-50 mm) de anillos de carburo de silicio inertes de 5/16" (8 mm) (se pueden adquirir de Norton Chemical Process Products Corp, Akron OH, EE. UU.), que descansaban sobre un accesorio insertado retorcido modificado. Tal como se ha descrito previamente, este tipo de accesorios insertados retorcidos modificados comprendían un resorte para retener el catalizador cónico con una longitud de 25.4 mm (1 in) (remítase a la Figura Id) soldado al extremo aguas arriba de uno de los accesorios insertados retorcidos con una longitud de 2032 mm (80 in) descritos previamente. El resorte cónico tiene un diámetro externo superior, dis de 6.1 mm (0.241") y un diámetro externo inferior, dBs de 19.1 mm (0.75"), igual al diámetro eficaz del accesorio insertado retorcido. El resorte para retener el catalizador cónico se fabricó con once espirales de alambre de acero inoxidable con un diámetro de 1.47 rom (0.058 in) espaciadas uniformemente para formar un resorte cónico con una altura global (hs) de 25.4 mm (1 in) y un espaciamiento entre las espirales lo suficientemente estrecho para prevenir que los anillos de carburo de silicio pasaran a su través. Por lo tanto, uniendo el resorte para retener el catalizador cónico al extremo del accesorio insertado retorcido, se mantiene en su lugar una capa de transición de anillos con una altura de entre 25.4 mm y 51 mm, justo aguas arriba respecto al accesorio insertado retorcido. Esta capa de transición a su vez hizo de soporte para el catalizador ACF-7S aguas arriba, manteniéndolo dentro de la sección de la primera etapa de reacción y evitando que ocupara los extremos inferiores de los tubos (135 a, b, c) dentro del intercambiador de calor entre las etapas. Los propios accesorios insertados retorcidos dentro del intercambiador de calor entre las etapas se retuvieron en los tubos del ISHX utilizando IOJS paneles con soporte para el catalizador en forma de gravilla que comprendían malla metálica descritos previamente.
En la región entre las etapas abierta 150 se colocaron suficientes esferas cerámicas EnviroStone66 con un diámetro de 1.5 in para rellenar aproximadamente un 93% del volumen entre las etapas disponible. Se colocaron estas esferas vertiéndolas en el reactor y se permitió que se autoensamblaran en un lecho con una fracción de huecos de aproximadamente un 40%. Como se ha señalado previamente, esto generó un área superficial de aproximadamente 4400 m2 (47500 ft2) para eliminar los elementos que promueven el depósito de residuos.
Se cargó cada tubo de la segunda etapa de reacción 160 con catalizador ACS-7. Comenzando en la entrada del tubo en la lámina tubular de entrada de R2, en los tubos de la segunda etapa de reacción (165 a, b, c) se colocaron los siguientes componentes: 200 mm de esferas inertes, 800 m de catalizador ACS-7L y 3500 mm de catalizador ACS-7S. Esto da como resultado una masa total del catalizador de la segunda etapa de 2.122 kg/tubo (ACS-7L + ACS-7S) y una relación ásica del catalizador R2:R1 de 1.64. El catalizador de la segunda etapa de reacción (R2) se retiene en los tubos del reactor utilizando los paneles con soporte para el catalizador en forma de gravilla que comprenden malla metálica descritos anteriormente.
El reactor SSOI de este ejemplo, se hizo funcionar a lo largo de un periodo prolongado con una concentración de alimentación de propileno objetivo de entre un 6.5% y un 7.1% en volumen, una concentración de alimentación promedio de un 13.6% en volumen de oxigeno, una concentración de alimentación promedio de un 27.7% en volumen de agua y el resto estuvo constituido por gases inertes que incluyen nitrógeno.
Después de que hubieran transcurrido 4776 horas de funcionamiento, el reactor se puso fuera de linea para realizar la primera prueba del método de tratamiento "regenerativo" o de "rascado de incrustaciones". El tratamiento consistió en suministrar únicamente aire al reactor con un caudal de 13 170 m3/h (465 MSCFH) y a una temperatura de 224 °C (435 °F). La temperatura de suministro de la sal R1 (TsaiRi) se elevó gradualmente a lo largo de un periodo de aproximadamente 9 horas hasta alcanzar un máximo de 347 °C (657 °F) y se mantuvo a esta temperatura durante 21 horas. Durante este periodo la temperatura de suministro de la sal R2 (TsaiR2) se mantuvo a 285 °C (545 °F) para proteger el catalizador R2 del sobrecalentamiento. Durante el periodo de regeneración total de 30 horas, se monitorizaron las temperaturas del catalizador y los gases de trabajo a la salida. Sorprendentemente, no se detectó exotermicidad ni ningún tipo de indicación de la formación de CO o CO2 (que indica la oxidación de sólidos carbonáceos). De hecho, durante el periodo de 21 horas de calentamiento máximo, la diferencia entre la temperatura del catalizador de la primera etapa (TcatRi) y la temperatura de suministro de la sal de la primera etapa (TsaiRi) fue esencialmente cero (TRisaiRi - TcatRi -0.33). Cuando se completó el tratamiento, el reactor volvió al funcionamiento normal. Después de 24 horas de funcionamiento en estado estacionario, no fue evidente una mejora en la conversión ni en la selectividad. Asimismo, no se detectó ningún cambio en la calda de la presión a lo largo del reactor. Se concluyó que no se eliminaron los depósitos de carbono, ni se observó ninguna regeneración significativa de los catalizadores MMO con este método de tratamiento.
Después de aproximadamente otras 3400 horas de funcionamiento (transcurrieron 8184 horas de funcionamiento), el reactor se puso de nuevo fuera de linea para realizar un segundo tratamiento de prueba. El tratamiento consistió de nuevo en suministrar únicamente aire al reactor con un caudal de 13 170 m3/h (465 MSCFH) a 224 °C (435 °F). La temperatura del suministro de la sal R1 (TsaiRi) se mantuvo entre 350 °C (662 °F) y 365 °C (690 °F) y la temperatura de suministro de la sal R2 (TsaiR2) se mantuvo a 300 °C (572 °F) para proteger el catalizador R2 del sobrecalentamiento. Durante el periodo del tratamiento de 21 horas, no hubo evidencia de generación de CO o CO2, ni ninguna indicación de reacciones exotérmicas. El reactor volvió al funcionamiento normal. Después de 24 horas no fue evidente una mejora en la conversión ni en la selectividad. Asimismo, no se detectó ningún cambio en la calda de la presión a lo largo del reactor. Se concluyó que no se eliminaron los depósitos de carbono, ni se observó ninguna regeneración significativa de los catalizadores MMO con este método de tratamiento.
Se repitió el tratamiento únicamente con aire cuatro veces más para determinar si se podría obtener algún beneficio después de que el catalizador hubiera experimentado algún efecto relacionado con el tiempo de funcionamiento significativo. Los resultados obtenidos no mostraron ninguna diferencia con los de los dos primeros ensayos. Todas las pruebas de tratamiento se resumen en la Tabla 1A.
En la Tabla IB se resumen datos de las medidas de presión adicionales para el reactor. Esta tabla compara los valores de presión dentro del reactor en el periodo anterior a la realización de cualesquiera tratamientos de regeneración con los valores de presión dentro del reactor en el periodo tras la finalización de todos los tratamientos de regeneración. La tabla incluye datos de dos condiciones de caudal esencialmente equivalentes durante cada periodo.
Flujo Flujo Periodo temporal Valores de presión promedio de del utilizado bar de funcionamiento da de gión da de m3/hr m3/hr h h finaliza- R1 entre R2 Entrada Es evidente a partir de estos ensayos experimentales que, para el reactor SSOI de la presente invención, no se obtuvieron mejoras en el funcionamiento con los tratamientos "regenerativos" o de "rascado de incrustaciones". Este resultado es sorprendente dado que este tipo de tratamientos parece que proporciona beneficios con otros diseños de reactores, tales domo los reactores tándem y SRS . Sin pretender ceñirse a ninguna teoría, se especula que la razón por la que no se observa ninguna indicación de eliminación de depósitos carbonáceos es que el diseño del reactor SSOI de la invención previene eficazmente la formación de estos depósitos carbonáceos. Esta conclusión está respaldada adicionalmente por el perfil del presión del reactor esencialmente sin variaciones (Tabla IB) a lo largo del transcurso de un periodo de funcionamiento de más de 28000 horas; si se acumularan depósitos significativos, se esperaría que la caída de la presión a lo largo del reactor SSOI se hubiera incrementado significativamente a lo largo de un periodo de funcionamiento así de largo. Finalmente, cuando el reactor se puso fuera de línea para la sustitución del catalizador, se inspeccionó el interior del reactor y no se detectaron depósitos carbonáceos significativos dentro del intercambiador de calor entre las etapas ni en la región entre las etapas abierta. Por lo tanto, el diseño del reactor SSOI de la presente invención claramente funciona mejor que los diseños de reactores de la téenica anterior, tales como, por ejemplo, el reactor de la patente de los EE. UU. N.° 7 897 813.
Ejemplo 2 - Tiempo de permanencia en el l£HX + OIS La realización del reactor descrito previamente de la Figura 1 tiene 22000 tubos y una capacidad instalada de 100 kTA de ácido acrílico. Se deseó determinar el tiempo de permanencia entre las etapas, así como también el tiempo de permanencia del flujo del gas de trabajo a través de los tubos del intercambiador de calor entre las etapas (el tiempo de permanencia en el ISHX) con las tasas de funcionamiento del diseño.
El reactor se diseñó para funcionar con una tasa de alimentación de propileno de 19 400 pph (8799 kg/h), una relación en volumen de 02:propileno de 1.8 y una relación en volumen vapor:propileno de 3.6. Tal como se ha medido en las condiciones de referencia de 240 °C y 30 psia (2 atm), el flujo de gas total a través de la región entre las etapas fue de aproximadamente 2284 360 ft3/h (64694 m3/h).
Este resultado de 0.93 segundos estuvo dentro del requisito del diseño del reactor SSOI objetivo de que el tiempo de permanencia del gas de trabajo a través del intercambiador de calor entre las etapas fuera de 1.5 segundos como máximo.
Sumando los tiempos de permanencia a través de la región entre las etapas abierta y el ISHX se obtuvo un tiempo combinado de 2.17 segundos, que se definió en la presente como el tiempo de permanencia entre las etapas. Este resultado fue congruente con el requisito del diseño del reactor SSOI objetivo de que el tiempo de permanencia entre las etapas fuera de 3 segundos como máximo.
Ejemplo 3 - Rendimiento de ácido acético Se utilizó un sistema de reacción a escala de planta piloto para estudiar la respuesta de los reactores de oxidación a cambios en las variables del proceso. La primera etapa de reacción comprendió dos tubos verticales con un diámetro interno de 22.1 mm (0.87 in) dentro de una camisa refrigerante por la que se circulaba sal en la primera etapa común. Se cargaron los tubos de la primera etapa de reacción hasta una longitud de 4191 mm (13.75 ft) con un catalizador ACF R1 cilindrico, comercializado por Nippon Shokubai Kagaku Kogyo Co., Ltd de Japón. La segunda etapa de reacción comprendió tres tubos verticales con un diámetro interno de 22.1 mm (0.87 in) dentro de una camisa refrigerante por la que se circulaba sal en la segunda etapa común. Se cargaron los tubos de la segunda etapa de reacción hasta una longitud de 2743 mm (9 ft) con un catalizador ACS R2 esférico, comercializado también por Nippon Shokubai Kagaku Kogyo Co., Ltd de Japón. Se conectaron las dos etapas de reacción mediante una tubería entre las etapas bien aislada, con unas dimensiones tales que mantuvieran el tiempo de permanencia entre las dos etapas de reacción en 3 segundos como máximo. Se configuró el flujo del gas de trabajo para que entrara por la parte superior de la primera etapa de reacción, fluyera hacia abajo a través de los tubos verticales y saliera por la parte inferior de la primera etapa de reacción; la tubería entre las etapas con forma de "S" dirigió a continuación el flujo del gas de trabajo hacia la parte superior de la segunda etapa de reacción, donde fluyó hacia abajo a través de los tubos verticales y salió por la parte inferior de la segunda etapa de reacción. Las circulaciones de la sal para la primera y la segunda etapa de reacción se configuraron para el flujo contracorriente, donde la sal entraba por la parte inferior de la camisa, fluía hacia arriba y salía por la parte superior de la camisa. Las temperaturas de suministro para las circulaciones de la sal R1 y R2 se podrían controlar independientemente.
El sistema de reacción a escala de planta piloto se había utilizado en la experimentación previa, de modo que en el momento de este estudio, los catalizadores Rl y R2 habían estado en funcionamiento previamente durante aproximadamente 2450 horas.
En estos estudios, en la primera etapa se suministró propileno con una tasa de 0.32 kg/h por tubo (0.71 libras/h por tubo). El gas de alimentación al sistema de reacción tuvo una concentración de propileno nominal de un 6% en volumen y se hizo funcionar con una relación en volumen de oxigeno/propileno de 2.07 +/- 0.02 y una relación en volumen de agua/propileno de 5.15 +/- 0.10. La corriente del gas con el producto que abandonaba la segunda etapa de reacción se analizó para calcular el contenido de propileno y acroleina para determinar las conversiones. Durante el estudio, la temperatura de suministro de la sal Rl (TsaiRi) se ajustó para mantener la conversión de propileno en un 95.5% o un 96.5%, dependiendo del plan experimental; la temperatura de suministro de la sal R2 (TR2sait) se ajustó de manera similar para mantener la conversión de acroleina en un 99.5%. La presión de trabajo dentro del reactor se controló ajustando una válvula en la salida de la segunda etapa de reacción.
Como se puede observar en la Figura 7, se descubrió en estos experimentos que el rendimiento del subproducto ácido acético es sumamente dependiente de la presión de trabajo dentro de la segunda etapa de reacción (valor R2 de 0.9676, lo que muestra una marcada correlación). Debido a que el objetivo del sistema de reacción de oxidación de propileno era producir ácido acrilico, se prefirió minimizar el rendimiento del subproducto ácido acético haciendo funcionar la segunda etapa de reacción a una presión baja.
EJEMPLO 4 - Selección del tamaño del tubo (A) La sección 11 de Perry's Chemical Engineers' Handbook (6.a ed., 1984) muestra que los tubos del intercambiador de calor estándar tienen un diámetro exterior que está comprendido entre 6.35 mm (0.25 in) y 38 m (1.50 in) y que el grosor de la pared de los tubos del intercambiador de calor se mide en unidades de la escala de diámetros de Birmingham (BGW, por sus siglas en inglés). Las descripciones que utilizan esta terminología son muy conocidas en la téenica del diseño de intercambiadores de calor, pero puede que las personas ajenas a este campo no estén familiarizadas con ellas. Por ejemplo, con la descripción "tubo del intercambiador de calor de 1 pulgada x 16 BWG" se hace referencia a un tubo con las siguientes dimensiones: diámetro exterior de 25.4 mm (1 in), grosor de la pared de 1.65 mm (0.065 in) y diámetro interno de 22.1 mm (0.87 in). Similarmente, la descripción de un "tubo del intercambiador de calor de 1.06 in x 18 BWG" hace referencia a un tubo con un diámetro exterior de 26.9 mm (1.06 in), un grosor de la pared de 1.24 mm (0.049 in) y un diámetro interno de 24.4 mm (0.962 in). Adicionalmente, la descripción de un "tubo del intercambiador de calor de 1.5 pulgadas x 13 BWG" hace referencia a un tubo con un diámetro exterior de 38.1 mm (1.5 in), un grosor de la pared de 2.4 mm (0.095 in) y un diámetro interno de 33.3 mm (1.31 in). Dados estos ejemplos, será evidente que las descripciones inexactas utilizadas en algunos documentos de la téenica anterior, tales como, por ejemplo, la frase "un tubo de una pulgada", pueden conducir a una confusión innecesaria; por lo tanto, para evitar estos problemas, en los ejemplos de la presente se especificarán los diámetros internos reales de los tubos.
(B) En la práctica, la utilización de tubos intercambiadores de calor con un diámetro exterior superior a aproximadamente 51 mm (2 in) es muy inusual, dado que este es normalmente el mayor tamaño del tubo sin soldaduras que los productores de tubos almacenan de manera habitual (tamaños superiores a aproximadamente 51 mm se consideran normalmente órdenes personalizadas con un precio superior y un suministro más tardío).
(C) Además, las bolitas de catalizador comercializadas que se colocan en los tubos del reactor tienen como mínimo un diámetro de aproximadamente 5-6 mm. Por lo tanto, el intervalo de los diámetros internos que se puede especificar para los tubos del reactor se limita, a efectos prácticos, al intervalo comprendido entre aproximadamente 7 mm y aproximadamente 50 mm como máximo.
(D) En la téenica de la oxidación de propileno es algo sumamente conocido que las temperaturas de trabajo más elevadas proporcionan una selectividad más baja por el ácido acrilico y, a la vez, un incremento en la generación de subproductos, tales como, por ejemplo, C0/CO2 y ácido acético. Por lo tanto, un objeto del diseño del reactor de oxidación consiste en minimizar las temperaturas de trabajo equilibrando de manera eficaz la tasa de eliminación de calor a lo largo del área superficial de la pared del tubo (Qr) respecto a la tasa de generación de calor a partir del volumen del catalizador MMO dentro del tubo (Qg).
Los expertos en la técnica de la transferencia de calor reconocerán que Qr depende del área superficial del tubo, A, según la relación: Qr = UA(AT) y que se puede calcular el área superficial del tubo a partir de la relación geométrica: A = 2n(r)1 donde r es el radio del tubo y 1 es la longitud del tubo.
De manera similar, Qg depende del volumen del catalizador MMO dentro del tubo, V, que se puede calcular a partir de la relación geométrica: V = n(r)2l donde r es de nuevo el radio del tubo y 1 es la longitud del tubo.
Un experto en la téenica reconocerá además que, según se incremente el radio del tubo, r, el volumen del catalizador MMO dentro del tubo (y, por lo tanto, la tasa de generación de calor, Qg) se incrementará mucho más rápidamente que el área superficial del tubo (y, en consecuencia, la tasa de eliminación de calor, Qr). Esta relación [ (r)2 > (r) ] claramente lleva a la conclusión de que los tubos de reacción con un diámetro pequeño, donde el área superficial de transferencia de calor en la pared del tubo (A) es grande respecto al volumen de catalizador dentro del tubo (V), serán más eficaces para minimizar las temperaturas de trabajo que los tubos de reacción con un diámetro grande.
(E) Adicionalmente, Peters y Timmerhaus (Plant Desiqn and Economics for Chemical Engineers, 3.a ed., 1980) señalan que "los intercambiadores con tubos con un diámetro pequeño son menos caros por pie cuadrado de superficie de transferencia de calor que aquellos con tubos con un diámetro grande, debido a que se puede ajustar un área superficial concreta en una carcasa con un diámetro menor..." Por lo tanto, el consenso general de los expertos en la técnica del diseño del reactor de oxidación de propileno fue utilizar preferentemente tubos con un diámetro pequeño.
Los presentes inventores han descubierto de manera sorprendente que, de hecho, la adhesión a las prácticas habituales en la téenica es contraproducente. Dentro del intervalo de los tamaños de los tubos de hasta aproximadamente 50 mm, los presentes inventores han descubierto sorprendentemente que, en su lugar, se prefiere utilizar tubos con un diámetro interno mayor, antes que menor, dentro de la segunda etapa de reacción del reactor SSOI de la invención. Sin pretender ceñirse a ninguna teoría, se cree que el uso de tubos con un diámetro más grande en la segunda etapa de reacción hace posible disminuir la caída de la presión total a través del tubo que contiene el catalizador, lo que da como resultado una reducción sustancial en la formación del producto secundario ácido acético (remítase a la Figura 7), sin cambiar la velocidad espacial total a través del catalizador MMO.
Para ilustrar este efecto, se determinó la caída de presión a lo largo de tubos con diámetros diferentes utilizando la siguiente metodología. Obviamente, es posible recoger estos datos mediante la medición directa, pero una estrategia de este tipo requiere tiempo y es costosa, y no es necesaria dado el método de cálculo descrito en la presente.
El reactor del Ejemplo 1, que comprende tubos de la segunda etapa de reacción (R2) con un diámetro interno de 22.3 mm y una longitud de 4500 mm, se utilizó para reunir los datos del proceso inicial en este ejemplo. Se hizo funcionar el reactor con una tasa de alimentación de propileno total de 4745 Nm3 / hora (177.1 MSCFH a 60 °F / 1 at ) con una composición de alimentación promedio de: un 6.5% en volumen de propileno, un 13% en volumen de oxigeno, un 31% en volumen de agua, y el resto estuvo constituido por gases inertes que incluyen nitrógeno. Mediante la medición directa, se observó que las presiones del reactor dentro del reactor fueron: Basándose en los estudios de M. Leva et al . (Bulletin 504, Bureau of Mines, 1951), se desarrollaron relaciones para la caída de la presión a través de las partículas de catalizador esféricas dentro de los tubos del reactor y se refinaron mediante estudios de laboratorio adicionales. Para los tubos con una geometría diferente, rellenados con partículas de catalizador MMO esféricas, y que funcionaban en las mismas condiciones del proceso (flujo, temperatura, presión de entrada y composición), se determinó que la relación simplificada de la caída de la temperatura fue de: dP = (k) (L / e3) (1-e)1,1 donde dP es la caída de la presión a lo largo de un único tubo, k es una constante asociada a las condiciones del proceso, L es la longitud del tubo, y e la fracción de huecos real entre las partículas del catalizador dentro del tubo Debido a que la fracción de huecos (e) depende de la relación del diámetro de la partícula respecto al diámetro del tubo, se debe determinar mediante mediciones para cada combinación de diámetro de partícula y tamaño del tubo; se puede acceder a una colección significativa de datos de este tipo en Correlations for Wall and Partióle Shape Effects on Fixed Bed Bulk Voidage ( Canadian Journal of Chemical Engineering, Vol. 66, octubre de 1988, págs. 705-708) de A.
Dixon y que se utilizó para este ejemplo.
El volumen total de los 22 000 tubos del reactor con unas dimensiones de 22.3 mm de diámetro interno y 4500 mm de longitud fue de 38.65 m3. Para cada diámetro del tubo alternativo considerado en el ejemplo, se mantuvo constante este volumen total y se calculó la longitud del tubo resultante (L), tal como se muestra en la Tabla 4. A continuació’n se determinaron las fracciones de huecos y la caída de la presión para cada tamaño del tubo. Finalmente, se combinaron estos valores con los datos experimentales del Ejemplo 3 para obtener los resultados resumidos en la siguiente Tabla 4: A partir de este ejemplo está claro que los tubos con un diámetro mayor que el diámetro interno de base de 22.3 m proporcionan cantidades menores del subproducto ácido acético, mientras que los tubos con un diámetro menor que el diámetro interno de base de 22.3 proporcionan cantidades mayores del subproducto ácido acético. Además, a partir de los datos experimentales es evidente que se podrá lograr una reducción beneficiosa en la producción del subproducto ácido acético incluso con cambios relativamente pequeños del diámetro interno del tubo. Adicionalmente, debido a que el diseño del reactor SSOI de la invención resistió la acumulación de elementos que promueven el depósito de residuos carbonáceos, la calda de la presión a lo largo del reactor y, por lo tanto, la presión de trabajo de la segunda etapa de reacción, no cambiaron significativamente con el tiempo; como resultado, el beneficio en la reducción de la presión que acompaña al incremento del diámetro del tubo de la segunda etapa de reacción ocurrió a lo largo de la vida total de la carga del catalizador, y no únicamente en unos pocos meses iniciales de funcionamiento.
EJEMPLO 5 - Recuento de tubos Otra estrategia para minimizar la presión dentro de la segunda etapa de reacción consiste en reducir la longitud global del tubo a la vez que se incrementa simultáneamente el número total de los tubos (también conocido como "recuento de tubos") dentro del reactor. Esta optimización del diseño se podrá utilizar sin cambiar el diámetro interno del tubo o el volumen total de cada etapa de reacción. Aunque el diámetro de la carcasa del reactor, y por lo tanto los costos de fabricación, se incrementa con el recuento de los tubos, en ocasiones podrá ser ventajoso incurrir en un costo financiero adicional con el fin de lograr una reducción en la caída de la presión y la reducción asociada en el rendimiento de ácido acético. Este tipo de evaluaciones económicas forman parte de las competencias del experto en la téenica del diseño del proceso, una vez que disponga del contenido de la presente descripción.
La Tabla 5A ilustra cómo se puede variar la longitud de cada tubo ocupada por el catalizador y el recuento de tubos en el diseño de un reactor SSOI, a la vez que se mantiene un diámetro interno del tubo fijado en 22.3 mm y un volumen de la etapa de reacción fijado dentro del reactor.
TABLA 5A - Opciones de diseño del reactor SSOI 120 kT/año en función del ácido acrilico (concentración 7% molar de propileno en la alimentación) D.I. del tubo R1 = D.I. del tubo R2 = 22.3 mm Volumen disponible total en la primera etapa de reacción = 52.3 mJ Volumen disponible total en la segunda etapa de reacción La Tabla 5B ilustra cómo se puede variar la longitud de cada tubo ocupada por el catalizador y el recuento de tubos en el diseño de un reactor SSOI, a la vez que se mantiene un diámetro interno del tubo fijado en 25.4 uim y un volumen de la etapa de reacción fijado dentro del reactor.
TABLA 5B - Opciones de diseño del reactor SSOI 120 kT/año en función del ácido acrilico (concentración 7% molar de propileno en la alimentación) La Tabla 5C ilustra cómo se puede variar la longitud de cada tubo ocupada por el catalizador y el recuento de tubos en el diseño de un reactor SSOI con un volumen de la etapa de reacción fijado; esta tabla también demuestra que un cambio equivalente en la longitud del catalizador produce el mismo incremento porcentual en el recuento de tubos, independientemente del diámetro interno del tubo.
Ejemplo 6 - Relación másíca del catalizador El siguiente ejemplo es excepcional en la téenica debido tanto a la duración prolongada de los experimentos individuales como al número elevado de ensayos que se realizaron a escala comercial. En este ejemplo, se realizaron una serie de evaluaciones del catalizador utilizando reactores de oxidación de propileno de tipo SSOI a escala comercial, donde cada uno de ellos comprendía entre 15000 y 25 000 tubos. En cada reactor, hubo un número idéntico de tubos tanto en la primera etapa de reacción (Rl) como en la segunda etapa de reacción (R2) y todos los tubos tuvieron un diámetro interno de 22.3 mm (0.878 pulgadas).
Para cada ensayo experimental, todos los tubos de reacción dentro de un reactor concreto se rellenaron con una masa idéntica de catalizador y cualquier espacio vacío en los extremos del tubo se rellenó con suficientes esferas cerámicas EnviroStone 66 de 6.4 mm (0.25") para lograr una caída de la presión uniforme a lo largo de cada tubo.
De acuerdo con al menos una realización de la presente descripción, la sección de refrigeración entre las etapas de cada reactor se dotó de accesorios insertados que promovían turbulencias con una fracción de huecos elevada (al menos una fracción de huecos de un 90%), la región entre las etapas abierta se cargó con esferas cerámicas EnviroStone 66 con un área superficial elevada y con un diámetro de 1.5", y el tiempo de permanencia del gas de trabajo combinado dentro de la región entre las etapas abierta y del refrigerante entre las etapas (denominado en la presente "tiempo de permanencia entre las etapas") se limitó a 3.0 segundos como máximo.
Durante los ensayos, se suministró a cada tubo dentro del reactor de ensayo un caudal promedio de propileno de entre 0.16 y 0.21 Nm3/hora (6 y 8 SCFH a 60F / 1 atm) por tubo. La composición del gas de alimentación de cada reactor se controló para que tuviera un promedio de un 7 +/- 0.5% de propileno, una relación en volumen de vapor:propileno de aproximadamente 3.6 +/- 2 y una relación en volumen de oxigeno:propileno de aproximadamente 1.8 +/- 1.
Todos los reactores se refrigeraron con corrientes de circulación de sal HITEC. Al comienzo del funcionamiento, la sal refrigerante para la primera etapa de reacción se suministró inicialmente con una temperatura, TsalR1, de aproximadamente 315 °C (600 °F) y la sal refrigerante para la segunda etapa de reacción se suministró inicialmente con una temperatura, TsaiR2, de aproximadamente 265 °C (510 °F).
La composición de la corriente de gas que abandona la segunda etapa de reacción de cada reactor, denominada en la presente corriente de "gas con el producto del reactor", se monitorizó utilizando analizadores cromatográficos de gas en linea. Las mediciones especificas incluyeron la concentración de propileno sin reaccionar y la concentración de acroleina sin reaccionar restantes en el gas con el producto.
A lo largo del periodo del funcionamiento experimental, se ajustó la TsaiRi (temperatura de suministro de la sal de la primera etapa) para mantener la concentración de propileno sin reaccionar en el gas con el producto entre un 0.13-0.26% molar y se ajustó la TsaiR2 (temperatura de suministro de la sal de la segunda etapa) para mantener la concentración de acroleina sin reaccionar en el gas con el producto en aproximadamente 300 ppm. Adicionalmente, se ajustó la temperatura de la sal refrigerante suministrada al intercambiador de calor entre las etapas (TsaiISHx) para mantener la temperatura del gas de trabajo que entraba en la región entre las etapas abierta en un valor de entre aproximadamente 240 °C y 280 °C.
A lo largo de periodos prolongados de funcionamiento, el envejecimiento del catalizador hizo necesario que se incrementaran gradualmente TsaiRi y TsaiR2 con el fin de mantener el rendimiento de ácido acrilico del reactor. En última instancia, sin embargo, las temperaturas de trabajo del catalizador alcanzaron un valor máximo e incrementos adicionales en la TsaiR1 o la TsaiR2 y resultaron ser ineficaces para mejorar el rendimiento de ácido acrilico. En este punto, el catalizador había alcanzado el final de su vida útil y fue necesario sustituirlo. En general, estos valores finales de la TsalRi y la TsaiR2 fueron de aproximadamente 355 °C (670 °F) y aproximadamente 295 °C (560 °F) respectivamente.
Tal como se muestra en la Tabla 6, todos los ensayos 1, 2, 4 y 6 requirieron reempaquetamientos parciales del catalizador R2; es decir, la vida útil de la carga del catalizador R2 fue más o menos la mitad que la de la carga del catalizador Rl, lo que hizo necesario que se sustituyera el catalizador R2 mucho antes de que el catalizador Rl requiriera ser sustituido. En el ensayo 8, la vida útil de la carga del catalizador R2 excedió la de la carga de Rl. Sin embargo, en los ensayos 3, 5 y 7, la vida útil de las cargas del catalizador Rl y R2 se hizo coincidir eficazmente, lo que eliminó la necesidad de un reempaquetamiento parcial. Estos experimentos muestran que, para el diseño del reactor SSOI de al menos una realización de la presente invención, fue posible el funcionamiento con unas vidas útiles de los catalizadores de la primera etapa y la segunda etapa que coincidían cuando la relación másica del catalizador (kg del catalizador de la primera etapa/kg del catalizador de la segunda etapa) estuvo comprendida entre aproximadamente 1.25 y aproximadamente 1.60. Con relaciones másicas de catalizador inferiores a aproximadamente 0.95, la vida útil del catalizador R2 fue sustancialmente más corta que la del catalizador Rl. Con relaciones másicas de catalizador superiores a aproximadamente 1.60, tal como en el caso del ensayo 8, la vida útil del catalizador R2 fue más larga que la del catalizador R1. Además, los datos sugirieron que con relaciones másicas de catalizador sustancialmente superiores a aproximadamente 1.65, por ejemplo, con una relación de 1.80, o incluso de 2.0, cabría esperar que la vida útil del catalizador R2 fuera significativamente más larga que la del catalizador Rl, y de esta manera se requeriría una sustitución temprana del catalizador Rl. Fue especialmente sorprendente observar que este descubrimiento era válido para muchos tipos de catalizadores comerciales diferentes, incluidos catalizadores de más de un proveedor. El funcionamiento del reactor con vidas útiles del catalizador que coincidían proporcionó un beneficio económico significativo al eliminar los reempaquetamientos parciales sin incurrir en costos adicionales debidos a la instalación de cantidades excesivas de catalizador. La conclusión que se extrajo fue que la cantidad de catalizador colocado en los tubos del reactor SSOI de ciertas realizaciones se puede controlar para lograr una relación másica de catalizador (kg del catalizador de la primera etapa/kg del catalizador de la segunda etapa) de aproximadamente 0.95 como mínimo y de aproximadamente 1.65 como máximo, por ejemplo, entre aproximadamente 1.25 y aproximadamente 1.60.
Ejemplo 7 - Adición de oxidante suplementario/tiempo de permanencia La realización del reactor de la Figura 4 descrita previamente tenia 22 000 tubos y se hizo funcionar con una adición de oxidante suplementaria para lograr una capacidad instalada de ácido acrilico de 110 kT por año. Se deseó determinar el tiempo de permanencia entre las etapas, asi como también el tiempo de permanencia del flujo del gas de trabajo a través de los tubos del intercambiador de calor entre las etapas (el tiempo de permanencia en el ISHX) con las tasas de funcionamiento del diseño.
Tal como se indicó previamente en la Tabla 7A (Caso 2), la realización del reactor de la Figura 4 se diseñó para funcionar con una tasa de alimentación de propileno de 21344 pph (9702 kg/h), una relación en volumen de propileno:aire de 0.122 y una relación en volumen vapor:aire de 0.367. Tal como se medió en las condiciones de referencia de 240 °C y 30 psia (2 atm), el flujo de gas total que entró en la región entre las etapas fue de aproximadamente 2 187 662 ft3/h (61 956 m3/h).
Este resultado de 0.969 segundos fue totalmente congruente con la realización objetivo de un tiempo de permanencia del gas de trabajo a través del intercambiador de calor entre las etapas de 1.5 segundos como máximo.
En la sección intermedia estrecha del mezclador, se incrementó el flujo volumétrico total debido a la adición de la alimentación del oxidante suplementario. Tal como se ha medido en las condiciones de referencia de 240 °C y 30 psia (2 atm), el flujo de gas total que pasaba a través de la sección intermedia estrecha y la sección de expansión de salida se incrementó hasta aproximadamente 2 408 820 ft3/h (68220 m3/h).
De acuerdo con la definición de los ejemplos anteriores, el tiempo de permanencia entre las etapas para esta realización fue la suma total del tiempo de permanencia a través del intercambiador de calor entre las etapas, la espuma cerámica y cada sección del mezclador de venturi. Por lo tanto, combinando los resultados de las Tablas 7B-7E, se determinó que el tiempo de permanencia entre las etapas fue de 2.56 segundos. Este resultado fue congruente con el tiempo de permanencia entre las etapas objetivo de 3 segundos como máximo .

Claims (117)

NOVEDAD DE LA INVENCIÓN Habiendo descrito la presente invención como antecede, se considera como una novedad y, por lo tanto, se reclama como propiedad lo contenido en las siguientes: REIVINDICACIONES
1. Un reactor con una región entre las etapas abierta con una única carcasa de flujo ascendente que comprende: a) una primera etapa de reacción de carcasa y tubos que comprende varios tubos de reacción, donde los tubos de reacción de la primera etapa de reacción comprenden un primer catalizador; b) un intercambiador de calor entre las etapas; c) una región entre las etapas abierta; y d) una segunda etapa de reacción de carcasa y tubos que comprende varios tubos de reacción, donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción comprenden un segundo catalizador; donde dicho intercambiador de calor entre las etapas se sitúa entre dicha primera etapa de reacción y dicha región entre las etapas abierta, y donde dicho reactor se configura para un funcionamiento con flujo ascendente.
2. El reactor de la reivindicación 1, donde dicho intercambiador de calor entre las etapas es un intercambiador de calor de carcasa y tubos, y comprende varios tubos intercambiadores de calor entre las etapas.
3. El reactor de la reivindicación 2, donde dichos tubos del intercambiador de calor entre las etapas son continuos coaxialmente con los tubos de reacción de la primera etapa de reacción.
4. El reactor de la reivindicación 2, donde dichos tubos del intercambiador de calor entre las etapas comprenden un dispositivo para retener el catalizador.
5. El reactor de la reivindicación 4, donde dicho dispositivo para retener el catalizador es capaz de inducir turbulencias dentro de dichos tubos del intercambiador de calor entre las etapas.
6. El reactor de la reivindicación 2, donde dichos tubos del intercambiador de calor entre las etapas comprenden accesorios insertados inductores de turbulencias con una fracción de huecos elevada.
7. El reactor de la reivindicación 6, donde dichos accesorios insertados tienen una fracción de huecos de al menos un 85%.
8. El reactor de la reivindicación 1, donde dicha primera etapa de reacción comprende además un primer refrigerante del lateral de la carcasa y dicha segunda etapa de reacción comprende además un segundo refrigerante del lateral de la carcasa.
9. El reactor de la reivindicación 8, donde dicho primer refrigerante del lateral de la carcasa se controla independientemente de dicho segundo refrigerante del lateral de la carcasa.
10. El reactor de la reivindicación 2, donde dicho intercambiador de calor entre las etapas comprende además un refrigerante del intercambiador de calor del lateral de la carcasa.
11. El reactor de la reivindicación 10, donde dicha primera etapa de reacción comprende además un primer refrigerante del lateral de la carcasa que se controla independientemente de dicho refrigerante del intercambiador de calor.
12. El reactor de la reivindicación 1, donde dicha región entre las etapas abierta se rellena, al menos parcialmente, con al menos un material inerte.
13. El reactor de la reivindicación 12, donde dicho material inerte tiene una relación del área superficial respecto al volumen del cuerpo de al menos 78.7 m2/m cúbicos (24 ft2/ pies cúbicos).
14. El reactor de la reivindicación 12, donde dicho material inerte está presente en una cantidad suficiente para proporcionar al menos un área superficial total de 2790 m2 (30 000 ft2).
15. El reactor de la reivindicación 1, donde los tubos de reacción de la primera etapa de reacción tienen un área de la sección transversal diferente a la de los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción.
16. El reactor de la reivindicación 15, donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción tienen un área de la sección transversal al menos un 25% mayor que el área de la sección transversal de los tubos de reacción de la primera etapa de reacción.
17. El reactor de la reivindicación 16, donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción tienen un área de la sección transversal al menos un 50% mayor que el área de la sección transversal de los tubos de reacción de la primera etapa de reacción.
18. El reactor de la reivindicación 1, donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción tienen un diámetro interno superior a 22.3 m (0.878 in).
19. El reactor de la reivindicación 18, donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción tienen un diámetro interno superior a 25.4 mm (1 in).
20. El reactor de la reivindicación 1, donde dicha región entre las etapas abierta comprende una linea de suministro de oxidante suplementario.
21. El reactor de la reivindicación 20, donde dicha región entre las etapas abierta comprende además un montaje de mezcla del oxidante suplementario.
22. El reactor de la reivindicación 21, donde dicho montaje de mezcla del oxidante suplementario comprende un mezclador de venturi.
23. El reactor de la reivindicación 20, donde dicha linea de suministro de oxidante suplementario comprende un intercambiador de calor para el oxidante.
24. El reactor de la reivindicación 1, que comprende además cabezales de reactor de entrada y de salida, donde al menos uno de dicho cabezal del reactor de entrada y dicho cabezal del reactor de salida es separable.
25. El reactor de la reivindicación 1, donde al menos una región escogida entre la primera etapa de reacción, el intercambiador de calor entre las etapas y la segunda etapa de reacción se configura para una circulación del refrigerante a favor de la corriente.
26. El reactor de la reivindicación 1, donde al menos una región escogida entre la primera etapa de reacción, el intercambiador de calor entre las etapas y la segunda etapa de reacción se configura para una circulación del refrigerante contracorriente.
27. El reactor de la reivindicación 1, donde la segunda etapa de reacción comprende al menos 22 000 tubos de reacción.
28. El reactor de la reivindicación 27, donde la segunda etapa de reacción comprende al menos 30000 tubos de reacción.
29. El reactor de la reivindicación 1, donde el número de tubos de reacción en la primera etapa de reacción es aproximadamente igual al número de tubos de reacción en la segunda etapa de reacción.
30. El reactor de la reivindicación 1, donde el número de tubos de reacción en la primera etapa de reacción es diferente del número de tubos de reacción en la segunda etapa de reacción.
31. El reactor de la reivindicación 1, donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción tienen una longitud de 4500 m (177 in) como máximo.
32. El reactor de la reivindicación 1, donde dicho intercambiador de calor entre las etapas es capaz de mantener un gas de trabajo que abandona el intercambiador de calor entre las etapas a una temperatura comprendida entre 240 °C y 280 °C.
33. Un método para generar ácido acrilico, que comprende oxidar propileno en el reactor de la reivindicación 1.
34. Un reactor de etapas con una región entre las etapas abierta con una única carcasa que comprende, en el orden del flujo del proceso: a) una primera etapa de reacción de carcasa y tubos que comprende varios tubos de reacción que contienen un primer catalizador; b) un intercambiador de calor entre las etapas integrado que comprende varios tubos continuos coaxialmente con el grupo de tubos de reacción de la primera etapa de reacción; c) una región entre las etapas abierta que comprende un montaje de mezcla del oxidante suplementario; y d) una segunda etapa de reacción de carcasa y tubos que comprende varios tubos de reacción que contienen un segundo catalizador;
35. El reactor de la reivindicación 34, donde dicho intercambiador de calor entre las etapas integrado comprende un refrigerante del lateral de la carcasa controlado independientemente de un refrigerante del lateral de la carcasa de dicha primera etapa de reacción.
36. El reactor de la reivindicación 34, donde dicho montaje de mezcla del oxidante suplementario comprende una linea de suministro del oxidante suplementario, opcionalmente un intercambiador de calor para el oxidante, y un mezclador de venturi.
37. El reactor de la reivindicación 36, donde dicho mezclador de venturi comprende: a) una sección de contracción de entrada; b) una sección intermedia estrecha que comprende al menos un elemento de combinación; y c) una sección de expansión de salida.
38. El reactor de la reivindicación 37, donde el elemento o los elementos de combinación se seleccionan a partir del grupo constituido por boquillas, inyectores, elementos de mezcla gas-gas, distribuidores, aspiradores, elementos de mezcla con efecto coanda, elementos burbujeadores, elementos de mezcla estática, eductores, lanzas y combinaciones de estos.
39. El reactor de la reivindicación 37, donde dicha sección intermedia estrecha no comprende material inerte con un área superficial elevada.
40. El reactor de la reivindicación 37, donde dicha sección de expansión de salida no comprende material inerte con un área superficial elevada.
41. El reactor de la reivindicación 37, donde dicha sección de contracción de entrada comprende material inerte particulado que tiene un volumen de la fracción de huecos inferior a un 50%.
42. El reactor de la reivindicación 34, donde dicho intercambiador de calor entre las etapas integrado es capaz de mantener un gas de trabajo que abandona el intercambiador de calor entre las etapas integrado a una temperatura comprendida entre 240 °C y 280 °C.
43. El reactor de la reivindicación 34, donde dicha región entre las etapas abierta se rellena, al menos parcialmente, con al menos un material inerte con un área superficial elevada que tiene una relación del área superficial respecto al volumen del cuerpo de al menos 78.7 m2/m cúbicos (24 ft2/ pies cúbicos).
44. El reactor de la reivindicación 34, donde dicha región entre las etapas abierta se rellena, al menos parcialmente, con al menos un material inerte con un área superficial elevada en una cantidad suficiente para proporcionar un área superficial total de al menos 2790 m2 (30000 ft2).
45. El reactor de la reivindicación 34, donde dicha región entre las etapas abierta no está refrigerada.
46. El reactor de la reivindicación 34, donde dicho intercambiador de calor entre las etapas integrado comprende además accesorios insertados inductores de turbulencias dentro de varios tubos.
47. El reactor de la reivindicación 34, donde dichos accesorios insertados tienen una fracción de huecos de al menos un 85%.
48. El reactor de la reivindicación 34, donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción tienen un área de la sección transversal mayor que la de los tubos de reacción de la primera etapa de reacción.
49. El reactor de la reivindicación 48, donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción tienen un área de la sección transversal al menos un 30% mayor que el área de la sección transversal de los tubos de reacción de la primera etapa de reacción.
50. El reactor de la reivindicación 49, donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción tienen un área de la sección transversal al menos un 50% mayor que el área de la sección transversal de los tubos de reacción de la primera etapa de reacción.
51. El reactor de la reivindicación 34, que además comprende un cabezal del reactor de entrada y un cabezal del reactor de salida.
52. El reactor de la reivindicación 51, donde al menos uno de dicho cabezal del reactor de entrada y dicho cabezal del reactor de salida es separable.
53. El reactor de la reivindicación 34, donde dicho reactor se configura para un funcionamiento con flujo ascendente .
54. Un método para generar ácido acrilico, que comprende oxidar propileno en el reactor de la reivindicación 34.
55. Un reactor con una región entre las etapas abierta con una única carcasa que comprende: a) una primera etapa de reacción de carcasa y tubos que comprende varios tubos de reacción; b) un intercambiador de calor entre las etapas; c) una región entre las etapas abierta; y d) una segunda etapa de reacción de carcasa y tubos que comprende varios tubos de reacción; donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción tienen un diámetro mayor que el diámetro de los tubos de reacción de dicha primera etapa de reacción.
56. El reactor de la reivindicación 55, donde dichos tubos de la segunda etapa de reacción tienen un diámetro superior a 22.3 mm (0.878 in).
57. El reactor de la reivindicación 56, donde dichos tubos de la segunda etapa de reacción tienen un diámetro superior a 25.4 mm (1.0 in).
58. El reactor de la reivindicación 55, que comprende un número de tubos de reacción en la primera etapa de reacción superior al de la segunda etapa de reacción.
59. El reactor de la reivindicación 55, donde los tubos de reacción de dicha primera etapa de reacción tienen un diámetro inferior a 25.4 (1.0 in) y los tubos de reacción de dicha segunda etapa de reacción tienen un diámetro superior o igual a 25.4 mm (1.0 in).
60. El reactor de la reivindicación 55, donde los tubos de reacción de dicha segunda etapa de reacción tienen un área de la sección transversal al menos un 25% superior al área de la sección transversal de los tubos de reacción de dicha primera etapa de reacción.
61. El reactor de la reivindicación 60, donde los tubos de reacción de dicha segunda etapa de reacción tienen un área de la sección transversal al menos un 50% superior al área de la sección transversal de los tubos de reacción de dicha primera etapa de reacción.
62. El reactor de la reivindicación 55, que además comprende un dispositivo para retener el catalizador ubicado entre dicha primera etapa de reacción y dicho intercambiador de calor entre las etapas.
63. El reactor de la reivindicación 55, donde dicha primera etapa de reacción comprende un dispositivo para retener el catalizador ubicado en un extremo de dicha primera etapa de reacción frente a dicho intercambiador de calor entre las etapas.
64. El reactor de la reivindicación 55, donde dicha región entre las etapas abierta comprende una linea de suministro de gas suplementario.
65. El reactor de la reivindicación 65, donde dicha región entre las etapas abierta comprende además un montaje de mezcla del gas suplementario.
66. El reactor de la reivindicación 65, donde dicho montaje de mezcla del gas suplementario comprende un mezclador de venturi.
67. El reactor de la reivindicación 64, donde dicha linea de suministro de gas suplementario comprende un intercambiador de calor para el gas.
68. El reactor de la reivindicación 55, donde los tubos de reacción de la primera etapa de reacción de carcasa y tubos comprenden un primer catalizador para oxidar propileno y producir acroleina.
69. El reactor de la reivindicación 55, donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción de carcasa y tubos comprenden un segundo catalizador para oxidar acroleina y producir ácido acrilico.
70. El reactor de la reivindicación 55, donde dicho intercambiador de calor entre las etapas es capaz de mantener un gas de trabajo que abandona el intercambiador de calor entre las etapas integrado a una temperatura comprendida entre 240 °C y 280 °C.
71. El reactor de la reivindicación 55, donde dicha región entre las etapas abierta se rellena, al menos parcialmente, con al menos un material inerte con un área superficial elevada que tiene una relación del área superficial respecto al volumen del cuerpo de al menos 78.7 m2/m cúbicos (24 ft2/ pies cúbicos).
72. El reactor de la reivindicación 55, donde dicha región entre las etapas abierta se rellena, al menos parcialmente, con al menos un material inerte con un área superficial elevada en una cantidad suficiente para proporcionar un área superficial total de al menos 2790 m2 (30 000 ft2).
73. Un método para generar ácido acrilico, que comprende oxidar propileno en el reactor de la reivindicación 55.
74. Un reactor con una región entre las etapas abierta con una única carcasa para producir ácido acrilico a partir de propileno que comprende, en el orden del flujo del proceso: a) una primera etapa de reacción de carcasa y tubos que comprende varios tubos de reacción, donde los tubos de reacción de la primera etapa de reacción comprenden un primer catalizador para oxidar propileno y producir acroleina; b) un intercambiador de calor entre las etapas; c) una región entre las etapas abierta; y d) una segunda etapa de reacción de carcasa y tubos que comprende varios tubos de reacción, donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción comprenden un segundo catalizador para oxidar acroleina y producir ácido acrilico; y donde los tubos de reacción de la segunda etapa de reacción tienen un diámetro superior a 22.3 mm (0.878 in).
75. El reactor de la reivindicación 74, donde dicha región entre las etapas abierta comprende una linea de suministro de oxidante suplementario.
76. El reactor de la reivindicación 75, donde dicha región entre las etapas abierta comprende además un montaje de mezcla del oxidante suplementario.
77. El reactor de la reivindicación 76, donde dicho montaje de mezcla del oxidante suplementario comprende una linea de suministro del oxidante suplementario, opcionalmente un intercambiador de calor para el oxidante, y un mezclador de venturi.
78. El reactor de la reivindicación 77, donde dicho mezclador de venturi comprende: a) una sección de contracción de entrada; b) una sección intermedia estrecha que comprende al menos un elemento de combinación; y c) una sección de expansión de salida.
79. El reactor de la reivindicación 78, donde el elemento o los elementos de combinación se seleccionan a partir del grupo constituido por boquillas, inyectores, elementos de mezcla gas-gas, distribuidores, aspiradores, elementos de mezcla con efecto coanda, elementos burbujeadores, elementos de mezcla estática, eductores, lanzas y combinaciones de estos.
80. El reactor de la reivindicación 78, donde dicha sección de contracción de entrada comprende material inerte particulado que tiene un volumen de la fracción de huecos inferior a un 50%.
81. El reactor de la reivindicación 74, donde dicha región entre las etapas abierta se rellena, al menos parcialmente, con al menos un material inerte.
82. El reactor de la reivindicación 81, donde dicho material o materiales inertes tienen una relación del área superficial respecto al volumen del cuerpo de al menos 78.7 m2/m cúbicos (24 ft2/ pies3)
83. El reactor de la reivindicación 81, donde dicho material o materiales inertes están presente en una cantidad suficiente para proporcionar al menos un área superficial total de 2790 m2 (30000 ft2).
84. El reactor de la reivindicación 74, donde dicho primer catalizador comprende al menos un compuesto escogido entre óxidos de molibdeno, bismuto y hierro.
85. El reactor de la reivindicación 74, donde dicho segundo catalizador comprende al menos un compuesto escogido entre óxidos de molibdeno y vanadio.
86. El reactor de la reivindicación 74, donde dicho intercambiador de calor entre las etapas comprende accesorios insertados que tienen una fracción de huecos de al menos un 85%.
87. El reactor de la reivindicación 74, donde la masa de dicho segundo catalizador es de aproximadamente 0.95 a aproximadamente 1.65 veces la masa de dicho primer catalizador.
88. El reactor de la reivindicación 87, donde la masa de dicho segundo catalizador es de aproximadamente 1.25 a aproximadamente 1.6 veces la masa de dicho primer catalizador.
89. El reactor de la reivindicación 74, donde dicho intercambiador de calor entre las etapas es capaz de mantener un gas de trabajo que abandona el intercambiador de calor entre las etapas a una temperatura comprendida entre 240 °C y 280 °C.
90. Un método para generar ácido acrilico, que comprende oxidar propileno en el reactor de la reivindicación
91. Un proceso para generar ácido acrilico que comprende: a) proporcionar un gas de alimentación mixto que comprende propileno a una primera etapa de reacción ubicada en el extremo inferior de un reactor con una región entre las etapas abierta con una única carcasa, donde la primera etapa de reacción comprende un catalizador de un óxido metálico mixto; b) oxidar el propileno en la primera etapa de reacción para producir un gas de trabajo que comprende acroleína; c) enfriar el gas de trabajo en un intercambiador de calor entre las etapas; d) hacer pasar el gas de trabajo enfriado en dirección ascendente a través de una región entre las etapas abierta; e) hacer pasar el gas de trabajo en dirección ascendente hasta una segunda etapa de reacción, donde la segunda etapa de reacción comprende un catalizador de un óxido metálico mixto; y f) oxidar la acroleína en la segunda etapa de reacción para producir un gas con el producto que comprende ácido acrílico .
92. El proceso de la reivindicación 91, donde el gas de alimentación mixto comprende al menos un 7.5% molar de propileno.
93. El proceso de la reivindicación 91, donde el gas de alimentación mixto comprende además oxigeno con una relación molar de oxigeno respecto a propileno comprendida entre 1.6 y 2.0.
94. El proceso de la reivindicación 91, donde el gas de alimentación mixto comprende además vapor de agua con una relación molar de vapor de agua respecto a propileno de aproximadamente 1.2 o inferior.
95. El proceso de la reivindicación 91, donde se proporciona el gas de alimentación mixto a la primera etapa de reacción a una temperatura superior a la temperatura de roclo del gas de alimentación mixto.
96. El proceso de la reivindicación 91, donde la refrigeración del gas de trabajo comprende refrigerar el gas de trabajo hasta una temperatura de 280 °C como máximo.
97. El proceso de la reivindicación 96, donde la refrigeración del gas comprende refrigerar el gas de trabajo hasta una temperatura comprendida entre 240 °C y 280 °C.
98. El proceso de la reivindicación 91, que comprende además proporcionar oxidante suplementario al gas de trabajo en la región entre las etapas abierta.
99. El proceso de la reivindicación 98, que comprende además mezclar el gas de trabajo y el oxidante suplementario en la región entre las etapas abierta.
100. El proceso de la reivindicación 99, donde la mezcla del gas de trabajo y el oxidante suplementario en la región entre las etapas abierta comprende la mezcla en un dispositivo de mezcla.
101. El proceso de la reivindicación 91, donde el gas de trabajo está presente en el intercambiador de calor entre las etapas durante un tiempo de permanencia de 1.5 segundos como máximo.
102. El proceso de la reivindicación 91, donde el gas de trabajo está presente en el intercambiador de calor entre las etapas y la región entre las etapas abierta durante un tiempo de permanencia de 3 segundos como máximo.
103. El proceso de la reivindicación 91, donde pasar el gas de trabajo refrigerado a través de una región entre las etapas abierta comprende eliminar los elementos que promueven el depósito de residuos del gas de trabajo pasando el gas de trabajo a través de material inerte que tiene un área superficial total de al menos 930 m2 (10000 ft2).
104. El proceso de la reivindicación 103, donde el material inerte tiene un área superficial total de al menos 2790 m2 (30000 ft2).
105. El proceso de la reivindicación 91, donde el catalizador de óxido metálico mixto en la primera etapa de reacción comprende al menos un compuesto seleccionado a partir del grupo constituido por óxidos de molibdeno, bismuto y hierro.
106. El proceso de la reivindicación 91, donde el catalizador de óxido metálico mixto en la segunda etapa de reacción comprende al menos un compuesto seleccionado a partir del grupo constituido por óxidos de molibdeno y vanadio.
107. El proceso de la reivindicación 91, que además comprende circular un refrigerante a través de la primera etapa de reacción, el intercambiador de calor entre las etapas y la segunda etapa de reacción.
108. El proceso de la reivindicación 107, donde el refrigerante se hace circular independientemente en al menos una de las siguientes partes: la primera etapa de reacción, el intercambiador de calor entre las etapas y la segunda etapa de reacción.
109. El proceso de la reivindicación 91, donde el refrigerante se hace circular en una configuración a favor de la corriente.
110. El proceso de la reivindicación 91, donde el intercambiador de calor entre las etapas comprende accesorios insertados y al refrigerar el gas de trabajo, el gas de trabajo no condensa sobre la superficie de los accesorios insertados.
111. El proceso de la reivindicación 91, donde la masa del catalizador en la segunda etapa de reacción es de aproximadamente 0.95 a aproximadamente 1.65 veces la masa del catalizador de la primera etapa de reacción.
112. El proceso de la reivindicación 111, donde la masa del catalizador en la segunda etapa de reacción es de aproximadamente 1.25 a aproximadamente 1.6 veces la masa del catalizador de la primera etapa de reacción.
113. El proceso de la reivindicación 91, que además comprende: i) refrigerar el gas con el producto para formar un gas con el producto refrigerado; ii) transferir el gas con el producto refrigerado a un sistema de recogida y purificación de ácido acrilico exento de disolventes que comprende una columna de deshidratación y una columna de acabado; iii) retirar una corriente de vapor muy volátil que comprende gases que no condensan y vapor de agua procedente de la columna de deshidratación; iv) retirar una corriente de ácido acrilico que se extrae lateralmente que comprende al menos un 98% en peso de ácido acrilico procedente de la columna de acabado; y (v) retirar una corriente recirculada constituida por la fracción poco volátil que comprende la fracción pesada de la columna de acabado.
114. El proceso de la reivindicación 113, que además comprende procesar la corriente de ácido acrilico que se extrae lateralmente en un proceso de cristalización fundida.
115. El proceso de la reivindicación 113, que además comprende transferir al menos una porción de la corriente de recirculación constituida por la fracción poco volátil que comprende la fracción pesada a un proceso de esterificación que comprende un elemento fragmentador del dimero.
116. El proceso de la reivindicación 113, que además comprende: vi) dividir la corriente de vapor muy volátil que comprende gases que no condensan y vapor de agua en una corriente de gas recielada y una corriente de purga; vii) devolver la corriente de gas reciclada al reactor con una región entre las etapas abierta con una carcasa única; y viii) procesar la corriente de purga en una o más unidades de combustión catalítica, oxidantes térmicos y sistemas de recuperación del calor residual.
117. El proceso de la reivindicación 115, donde el caudal másico de la corriente de gas reciclada está comprendido entre un 5% y un 50% del caudal másico de la corriente de vapor muy volátil que comprende gases que no condensan y vapor de agua.
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