QB, GK, HU, IE, IT, LU, MC, NL, PL, PT, RO, SE, SI, SK, For two-letler codes and other abbreviations, refer to the "G id- TR), OAPI (BF, BJ, CF, CG, CI, CM, GA, GN, GQ, GW, ance Notes on Codes and Abbreviations" appearing al llie begin- ML, MR, NE, SN, TD. TG). ning of each regular iss e of the PCT Gazelte. Publis cd: — withoul international search repon and lo be rep blished upon receipi of that repon
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APARATO PARA PREPARAR PRODUCTOS DE POLIOLEFINA Y
METODOLOGIA PARA USAR LOS MISMOS
CAMPO DE LA INVENCION
La presente invención se refiere a la polimerización en fase líquida de olefinas, a la preparación de productos de poliolefina y a aparatos útiles en la preparación de productos de poliolefina. En particular la presente invención se refiere a aparatos y equipo para la preparación de una variedad de productos de poliolefina que usan un procedimiento en fase líquida de polimerización y a la metodología usada en la operación de tales aparatos y equipo. Más particularmente, la presente invención se refiere a un aparato y metodología que incrementa la operación y el control de los reactores de poliolefina.
ANTECEDENTES DE LA INVENCION
La solicitud de patente de E.U.A. pendiente en la actualidad No. de serie 09/515,790, presentada el 29 de febrero de 2000 y titulada "Process For Producing High Vinylidene Polyisobutylene" (en adelante la solicitud 790) se refiere a los procedimientos de polimerización en fase líquida para la preparación de poliisobutileno altamente reactivo, de bajo peso molecular. De acuerdo con la descripción de la solicitud 790, una composición catalizadora, 2
que puede comprender de manera deseable un complejo de BF3 y metanol, y un material de alimentación que contiene isobutileno, se introducen cada uno en una zona de reacción donde los mismos son mezclados íntimamente con una mezcla de reacción residual para que presenten una mezcla de reacción ¡ntermezclada íntimamente en la zona de reacción. La mezcla de reacción intermezclada íntimamente se mantiene en su condición ¡ntermezclada íntimamente y a una temperatura relativamente constante de por lo menos cerca de 0°C, mientras que la misma se encuentra en la zona de reacción, por tante el isobutileno es polimerizado aquí para formar poliisobutileno (PIB) que tiene un grado alto de insaturación en la terminal. Una corriente de producto crudo que comprende composición catalizadora residual, isobutileno y poliisobutileno sin reaccionar entonces se separan de la zona de reacción. La introducción de material de alimentación dentro y la separación de corriente de producto de la zona de reacción se controlan cada una de tal manera que el tiempo de residencia del isobutileno que experimenta la polimerización en la zona de reacción, no sea mayor de cerca de 4 minutos, de esta forma la corriente de producto contiene un producto de poliisobutileno altamente reactivo. Preferiblemente, la zona de reacción puede ser el lado de los tubos de un intercambiador de tubos y coraza en donde un refrigerante es circulado por el lado de la coraza. Una línea de recirculación deseablemente se puede emplear para circular la mezcla de reacción a través de la zona de reacción del lado de los tubos a una velocidad línea suficiente para establecer 3
y mantener una condición de intermezclado íntimamente en la mezcla y remover el calor generado por la reacción de polimerización exotérmica. La patente de E.U.A. No. 6,525,149 emitida el 25 de febrero del 2003 y titulada "Process For Preparing Polyolefin Products" (en adelante la patente ?49) se refiere a un procedimiento de polimerización en fase líquida novedoso para la preparación de un producto de poliolefina que tiene propiedades preseleccionadas. El procedimiento de la patente ?49 incluye las etapas de proveer un material de alimentación líquido que contiene un componente olefínico y una composición catalizadora que puede comprender un complejo estable de BF3 y un agente formador de complejos. El material de alimentación puede comprender cualquiera de uno o más de un número de olefinas, incluyendo olefinas ramificadas tales como isobutileno, olefinas alfa lineales de C3-C 5 y olefinas no alfa reactivas de C4-C15. El material de alimentación y la composición catalizadora deseablemente se pueden introducir en una mezcla de reacción residual que se recircula en una zona de reacción del reactor tipo bucle provista en el lado de los tubos de un intercambiador de tubos y coraza a una proporción de recirculación suficiente para provocar el intermezclado íntimo de la mezcla de reacción residual, el material de alimentación agregado y la composición catalizadora. El calor de la reacción de polimerización es removido de la mezcla de reacción intermezclada íntimamente de recirculación a una proporción calculada para proveer una temperatura de reacción substancialmente constante en ésta mientras que ésta misma se recircula en la zona de reacción. Las condiciones 4
en el reactor son apropiadas para provocar que los componentes olefínicos introducidos en el material de alimentación experimenten polimerización para formar el producto de poliolefina deseado en presencia de la composición catalizadora. Una corriente de producto crudo que contiene el producto de poliolefina deseado, olefinas sin reaccionar y composiciones del catalizador residuales se separan de la zona de reacción. La introducción del material de alimentación en la zona de reacción y la separación de la corriente de producto de la zona de reacción se controlan de tal manera que el tiempo de residencia de los componentes olefínicos que experimentan la polimerización en la zona de reacción sea apropiado para la producción del producto poliolefina deseado. La publicación de patente de E.U.A. 2003-0040587 A1 publicada el 27 de febrero del 2003 y titulada "Mid-Range Vinylidene Contení Polyisobutylene Polymer Product and Process For Producing The Same" (en adelante la publicación '587) describe un producto polímero de PIB con contenido medio de vinilideno y un procedimiento para elaborar el mismo. De acuerdo con la descripción de la publicación '587, por lo menos cerca del 90% de las moléculas de PIB presentes en el producto comprenden isómeros en la posición alfa o beta. El contenido del isómero alfa (vinilideno) del producto puede variar de 20% a 70% del mismo, y el contenido de los enlaces dobles internos tetra-substituidos es muy bajo, preferiblemente menor de cerca de 5% e idealmente menos de cerca de 1-2%. Los productos polímero de PIB con contenido medio de vinilideno son deseablemente preparados a través de 5
un procedimiento de polimerización en fase líquida conducido en un reactor tipo bucle similar a los reactores descritos en la solicitud 790 y la patente '587 a una temperatura que deseablemente puede ser de 15.55°C, o más usando complejo de catalizador BF3/metanol y un tiempo de contacto de no más de cerca de 4 minutos. La solicitud 790, la publicación '587 y la patente ?49 cada una se asignan al cesionario de la presente solicitud, y la totalidad de las descripciones respectivas de las mismas específicamente se incorpora en la presente para referencia a esto. Al conducir las reacciones descritas anteriormente, el equipo altamente especializado a veces se puede emplear para incrementar la operación y el control de los reactores de polimerización. En cada caso, por ejemplo, el producto crudo que deja el reactor se pueden contaminar con catalizador residual que deseablemente debe ser templado rápidamente o eliminado para evitar una polimerización adicional de monómeros y oligómeros de peso molecular bajo sin enfriamiento e/o isomeración apropiados que resulta del desplazamiento de la posición del enlace doble remanente. La composición catalizadora se puede someter a contaminación por materiales residuales que recirculan con la mezcla de reacción durante el conducto de la reacción de polimerización. Además, como en cualquier actividad industrial, la metodología y/o equipo para incrementar la capacidad y rendimientos son buscados de manera continua.
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BREVE DESCRIPCION DE LA INVENCION
Es un objetivo importante de la presente invención satisfacer las necesidades discutidas anteriormente. A éste respecto, en una característica muy importante de la invención, la misma provee un aparato para la polimerización de olefinas que incluye una pluralidad de reactores. De acuerdo con los conceptos y principios de la invención, cada uno de estos reactores deseablemente puede comprender una estructura que define una zona de reacción, una conexión de entrada de la mezcla de reacción de polimerización de olefinas y una conexión de salida de la mezcla de reacción de polimerización de olefinas. Estas conexiones deseablemente se encuentran en comunicación fluida con la zona de reacción. Los reactores son adaptados cada uno y dispuestos para facilitar el conducto de una reacción de polimerización de olefinas exotérmica en la zona de reacción. De acuerdo también con los conceptos y principios de la invención, cada uno de los reactores también puede incluir un sistema de recirculación que incluye una bomba dispuesta y adaptada para circular la mezcla de reacción en la zona de reacción independientemente de la introducción de un material de alimentación que contiene olefinas en el reactor. El aparato de la invención también deseablemente incluye un ensamble de distribución de material de alimentación que contiene olefinas que comprende una entrada de material de alimentación que contiene olefinas 7
y una pluralidad de salidas de material de alimentación que contiene olefinas. La disposición del ensamble de distribución es tal cada una de las salidas de material de alimentación se conectan comunicación fluida con la zona de reacción de un reactor respectivo. El aparato de la invención deseablemente también puede incluir un ensamble de recolección de producto que incluye una pluralidad de entradas de producto crudo de poliolefina y una salida de producto crudo de poliolefina, la disposición del ensamble de recolección es tal que cada una de las entradas de producto crudo de poliolefina se conecta en comunicación fluida con la zona de reacción de un reactor respectivo. Ampliamente, el aparato de la invención puede incluir dos o más de los reactores, por ejemplo tres o cuatro o cinco o seis o más de los reactores. En otro aspecto importante de la invención, la misma provee un método para la polimerización de olefinas. De acuerdo con la invención, el método incluye proveer una pluralidad de reactores, cada uno de los cuales define una zona de reacción interna. El método también incluye suministrar un material de alimentación que contiene olefinas, dividir tal material de alimentación en una pluralidad (2, 3, 4,5, 6, ó más) de corrientes de material de alimentación separadas, introducir cada una de las corrientes de material de alimentación en una mezcla de reacción que circula en la zona de reacción de uno respectivo de los reactivos, y conducir una reacción de polimerización de olefinas exotérmica en cada una de las zonas de reacción.
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El método de este aspecto de la invención también incluye las etapas de circular de manera separada la mezcla de reacción en cada reactor independientemente de la introducción de la corriente respectiva de material de alimentación en la mezcla de reacción, remover un producto crudo de pollolefinas respectivo de la mezcla de reacción que circula cada uno de los reactores, y combinar las corrientes de producto crudo de poliolefina para formar una corriente de producto crudo individual. En otro aspecto, la invención provee un aparato de reactor para la polimerización de olefinas que comprende por lo menos un reactor que define una zona de reacción y que incluye una conexión de entrada de la mezcla de reacción de polimerización de olefinas y una conexión de salida de la mezcla de reacción de polimerización de olefinas. Estas conexiones deseablemente pueden estar en comunicación fluida con la zona de reacción. El reactor es adaptado y dispuesto para facilitar el conducto en la zona de reacción de una reacción de polimerización de olefinas isotérmica en la mezcla de reacción en presencia de una composición catalizadora que comprende un catalizador y un modificador de catalizador. De acuerdo con este aspecto de la invención, el aparato de reactor también incluye una entrada de material de alimentación, una salida de producto crudo y un sistema de recirculación que incluye una bomba que se dispone y adapta para circular la mezcla de reacción en la zona independientemente de la introducción de material de alimentación en la mezcla de reacción a través de la entrada de material de alimentación. El aparato de reactor de este aspecto 9
también incluye una entrada de composición catalizadora en comunicación fluida con la zona que facilita la adición de la composición catalizadora a ia mezcla de reacción de polimerización de olefinas y por lo menos una entrada de modificador de catalizador en comunicación fluida con la zona que facilita la adición del modificador de catalizador a la mezcla de reacción de polimerización de olefinas a una proporción que es independiente de la proporción de adición de la composición catalizadora. Otra característica importante de la invención incluye proveer un método para la operación de un reactor de polimerización de olefinas. Este método incluye las etapas de proveer un reactor de polimerización de olefinas que tiene una zona de reacción, recircular una mezcla de reacción de polimerización de olefinas en la zona, introducir un material de alimentación que contiene olefinas en la mezcla de reacción, la mezcla de reacción de polimerización siendo recirculada a un caudal que es independiente de la proporción de introducción del material de alimentación en la mezcla de reacción de polimerización de olefinas de recirculación, introducir una composición catalizadora que comprende un catalizador y un modificador de catalizador en la mezcla de reacción de polimerización de olefinas de recirculación, someter la mezcla de reacción de polimerización a condiciones de reacción de polimerización de olefinas exotérmica en la zona en presencia de la composición catalizadora, e introducir un modificador de catalizador en la mezcla de reacción de polimerización de olefinas de recirculación a una 10
proporción que es independiente de la proporción de introducción de la composición catalizadora. De acuerdo con los conceptos y principios de la invención, el sistema y metodología anteriores se pueden usar junto con el sistema y/o metodología que incluyen solamente un recipiente de reactor individual o con uno que incluye una pluralidad de recipientes de reactor dispuestos en paralelo como se describió anteriormente. A este respecto, se debe observar que de acuerdo con la invención, ésta provee también un aparato y/o un método que incluye un sistema de reactores múltiples como se describió anteriormente en combinación con el sistema descrito para introducir el modificador de catalizador en la mezcla de reacción de recirculación a una proporción que es independiente de la proporción de introducción de la composición catalizadora. Es un aspecto adicional de la invención proveer una remoción de catalizador del producto poliolefina crudo y un sistema de lavado. De acuerdo con este aspecto de la invención, la remoción del catalizador y el sistema de lavado comprenden un recipiente de sedimentación corrientes arriba que define una cámara de sedimentación interna adaptada y dispuesta para recibir una mezcla de producto crudo de poliolefina y unos medios de lavado acuoso y que permite al producto y a los medios separarse en ésta bajo la influencia de la gravedad. El sistema también incluye una línea de entrada de producto de polimerización de olefinas que contiene catalizador crudo en comunicación fluida con la cámara del recipiente de sedimentación corrientes arriba, un 11
conducto de entrada del agente de eliminación de catalizador en comunicación fluida con la cámara del recipiente de sedimentación corrientes arriba, y un primer paso de entrada de agua de reposición en comunicación fluida con la cámara del recipiente corrientes arriba. Además de lo anterior, la remoción del catalizador y el sistema de lavado incluyen deseablemente un sistema de sedimentación corrientes abajo que incluye por lo menos un recipiente de sedimentación corrientes abajo que define una cámara de sedimentación interna adaptada y dispuesta para recibir una mezcla de un producto de poliolefina crudo lavado parcialmente y un medio de lavado acuoso y que permite al producto y al medio separarse en ésta bajo la influencia de la gravedad, una línea de producto poliolefina parcialmente lavada, superior que intercomunica la cámara del recipiente de sedimentación superior con el sistema de sedimentación corrientes abajo, una línea de salida del producto de polimerización de olefinas, crudo, lavado, en comunicación fluida con el sistema de sedimentación corrientes abajo y un segundo paso de entrada de agua de reposición en comunicación fluida con el sistema de sedimentación corrientes abajo. Finalmente, el sistema incluye una primera línea de drenaje que intercomunica con la cámara del recipiente de sedimentación corrientes arriba con una conexión de entrada a un sistema de recepción de agua residual, y una segunda línea de drenaje que intercomunica el sistema de sedimentación corrientes abajo con la conexión de entrada al sistema de recepción de agua residual. De esta forma, el agua de lavado usada de las 12
porciones corrientes arriba y corrientes abajo del sistema se puede purgar de manera separada del sistema. De acuerdo con el aspecto anterior de la invención, el sistema de sedimentación corrientes abajo puede incluir uno o dos o tres o más recipientes de sedimentación separados. Aún otra característica importante de la invención es la provisión de un método para el tratamiento de un producto poliolefina crudo catalíticamente formado que contiene catalizador residual para evitar la reacción adicional en el producto y remover el catalizador residual de ahí. De acuerdo con este aspecto de la invención, el método comprende el mezclado íntimo del producto poliolefina que contiene catalizador residual crudo y unos primeros medios acuosos que contienen un agente de eliminación de catalizador para formar de esta manera una mezcla separable por gravedad, de dos fases, íntimamente mezclada, introduciendo la primera mezcla de dos fases en una primera zona de sedimentación y permitir que la misma sedimente en la primera zona bajo la influencia de la gravedad para presentar una fase de producto poliolefina crudo parcialmente lavada, superior, y una primera fase acuosa inferior que contiene sales de catalizador disueltas, separando la primera fase acuosa inferior de la primera zona de sedimentación y recirculando una primera porción de la misma e introduciendo la misma en la primera mezcla de dos fases para la inclusión como parte de los primeros medios acuosos, dirigiendo una segunda porción de la primera fase acuosa inferior a un drenaje para la disposición o recuperación, 13
introduciendo una primera cantidad de agua de reposición en la primera mezcla de dos fases para la inclusión como parte de los primeros medios acuosos, separando la fase de producto poliolefina crudo parcialmente lavado de la primera zona de sedimentación y mezclando íntimamente la misma con unos segundos medios acuosos para formar, así una segunda mezcla separable por gravedad, separable por gravedad, íntimamente mezclada, introduciendo la segunda mezcla de dos fases en una segunda zona de sedimentación y permitiendo a la misma sedimentar en la segunda zona bajo la influencia de la gravedad para presentar una fase de producto poliolefina crudo, totalmente lavada, superior y una segunda fase acuosa inferior, separando la segunda fase acuosa inferior de la segunda zona de sedimentación y recirculando una primera porción de la misma e introduciendo la misma en la segunda mezcla de dos fases para la inclusión como parte de los segundos medios acuosos, dirigiendo una segunda porción de la segunda fase acuosa inferior al drenaje para su disposición o recuperación, removiendo la fase de producto poliolefina crudo, totalmente lavada de la segunda zona de sedimentación, e introduciendo una segunda cantidad separada de agua de reposición en la segunda mezcla de dos fases para la inclusión como parte de los segundos medios acuosos. Se debe observar que la remoción del catalizador y el sistema de lavado y/o el método descrito anteriormente son adecuados para su uso junto con cualquier sistema que incluya solamente un reactor así como uno que incluya una pluralidad de reactores como se describió anteriormente. Así, es 14
un aspecto importante de la invención proveer un sistema y/o método que incluya un sistema de reactores múltiples y una remoción de catalizador y sistema de lavado y/o método como se describió anteriormente. Además, tal sistema combinado también puede incluir el sistema descrito para el ajuste de la cantidad de modificador de catalizador en la mezcla de reacción de recirculación.
BREVE DESCRIPCION DE LOS DIBUJOS
La figura 1 es una ilustración esquemática de un sistema de reactores que incluye un intercambiador de calor de tubos y coraza de pasos múltiples y un sistema de recirculación que es útil junto con la invención; La figura 2 es un diagrama de flujo que ¡lustra un aparato que incorpora los conceptos y principios de la invención y que emplea dos reactores del tipo ilustrado en la figura 1 dispuesto para la operación en paralelo; y La figura 3 un diagrama de flujo que ilustra un sistema para recibir un producto crudo de poliolefina de los aparatos de las figuras 1 y 2, por ejemplo, y el tratamiento del mismo para lavar el producto crudo y remover el catalizador residual de éste.
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DESCRIPCION DETALLADA DE LAS MODALIDADES PREFERIDAS
Muchos reactores potencialmente valiosos que tiene utilidad en el conducto de poliolefinas de polimerización en fase líquida son conocidos por los expertos en la técnica a los cuales pertenece la invención. Sin embargo, para los propósitos de una modalidad preferida de la presente invención, el reactor deseablemente puede incluir un ¡ntercambiador de calor de tubos y coraza de dos pasos como se muestra en la figura 1 , donde el mismo se identifica por el número 10. El reactor 10 puede, por ejemplo, incluir trescientos ochenta y ocho tubos (388) de 0.95 cm con un grosor de pared de 0.089 cm, cada uno proporcionando de esta manera un diámetro de tubo interno de 0.89 cm. El reactor puede ser 3.65 m de largo y puede tener desviaciones y divisiones internas para proveer dos pasos con 194 tubos por paso. Los pasos se identifican por los números 50 y 51 en la figura 1, y los 194 tubos de cada paso se representan respectivamente mediante las porciones 52 y 53 de tubo individual. Tal construcción es muy bien conocida en la técnica de los ¡ntercambiadores de calor y reactores y no necesita una explicación adicional. Durante la operación, un material de alimentación que contiene olefinas (por ejemplo, isobutileno, 1-buteno, 2-buteno) entra al sistema de reactor a través de la bomba 14 y la tubería 15. El extremo corrientes abajo de la tubería 15 deseablemente se puede ubicar para dirigir el material de alimentación en la línea de succión 20 de la bomba de recirculación 25. Se 16
puede inyectar una composición catalizadora en el sistema de circulación del reactor a través de la bomba 29 y la tubería 30 en un sito corrientes abajo de la bomba 25 y adyacente al primer paso como se muestra en la figura 1. La composición catalizadora deseablemente puede ser un complejo metanol/BF3 con una relación molar de metanol a BF3 de cerca de 1.9:1 o menos y preferiblemente puede ser un complejo metano!/BF3 con una relación molar de metanol a BF3 de cerca de 1.7:1 o menos. Deseablemente la proporción molar de metano a BF3 puede ser tan baja como cerca de 1.1:1 o menos para algunas aplicaciones. La bomba de circulación 25 empuja la mezcla de reacción a través de la línea 35, la válvula de control 40 y la línea 45 en el cabezal de fondo 11 del reactor 10. Un medidor de flujo 46 se puede colocar en la línea 45 como se muestra. Los indicadores de temperatura apropiados TI e indicadores de presión Pl se pueden proveer para supervisar el sistema. La mezcla de reacción viaja hacia arriba a través de los tubos 52 del paso 50 y hacia abajo a través de los tubos 53 del paso 51. La mezcla de reacción de circulación deja al reactor 10 a través de la línea de succión 20. El sistema de reactores de esta forma es del tipo que a veces es referido como un reactor tipo bucle. Con este sistema, que es solamente un sistema preferido debido a que existen otros arreglos que puedan ser obvios para aquellos con experiencia en la técnica, el caudal de la mezcla de reactivos en el reactor se puede ajustar y optimizar independiente de la introducción del material de alimentación y las proporciones de remoción de producto para lograr un 17
intermezclado completo de la composición catalizadora y los reactivos y control de temperatura apropiado. Como se explico previamente, cada paso 50 y 51 deseablemente puede incluir ciento noventa y cuatro (194) tubos separados. Por claridad, sin embargo, solo una porción de un tubo individual se ilustra de manera esquemática en cada paso en la figura 1. Estos tubos son identificados por los números de referencia respectivos 52 y 53. Aunque solo una porción de cada tubo representativo 52 y 53 se muestra, se podrá apreciar por aquellos con experiencia en la técnica que cada uno de estos tubos se extiende a una distancia total entre el cabezal superior 12 y el cabezal de fondo 11 y que los mismos se encuentran en comunicación fluida con los interiores de los cabezales 11 y 12. Se debe notar en la presente, que la mezcla de reacción preferiblemente debe ser circulada a través de los tubos 52, 53 del reactor a un caudal suficiente para provocar un flujo turbulento, con lo cual se logra un intermezclado íntimo entre la composición catalizadora y los reactivos y un coeficiente de transferencia de calor apropiado para proveer un enfriamiento apropiado. A este respecto, el caudal, las propiedades de la mezcla de reacción, las condiciones de reacción y la configuración del reactor deben ser apropiadas para producir un número de Reynolds (Re) en la escala de cerca de 2000 a cerca de 3000 y un coeficiente de transferencia de calor (U) en la escala de cerca de 1464.5 a cerca de 4393.44 caloría/ hora cm2 °C en los tubos 52, 53 del reactor. Tales parámetros generalmente se pueden obtener 18
cuando el caudal lineal de una mezcla de reacción típica a través de un tubo que tiene un diámetro interno de 0.84 cm es aproximadamente un número en la escala de cerca del .83 a 2.74 m por segundo. Una línea de salida de producto 55 deseablemente se puede conectar en comunicación fluida con la línea de succión de la bomba 20. Sin embargo, como será obvio para aquellos con experiencia en la técnica, la línea de salida se puede colocar casi en cualquier lugar en el sistema debido a que, por lo menos desde un punto de vista teórico, y como se explicará posteriormente, las condiciones en el reactor deseablemente pueden aproximarse a aquellas de un reactor de tanque agitado continuo (CSTR) donde la temperatura y la composición permanecen constantes de tal manera que la composición de la corriente del producto que deja al reactor es idéntica a la composición de la mezcla de reacción que recircula en el reactor. Así mismo, la línea de introducción del material de alimentación 15 se puede colocar casi en cualquier lugar en el sistema, aunque en la práctica se aconseja que la línea 15 esté conectada en el sistema de recirculación en una posición que se encuentre como sea posible hasta corrientes arriba de la línea 55 para asegurar que los monómeros introducidos por la línea 15 tengan una máxima oportunidad de polimerizarse antes de encontrar la línea 55. Un refrigerante deseablemente se puede circular en el lado de la coraza del reactor a una proporción que remueva el calor de la reacción y mantenga una temperatura deseada en el mismo.
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Un agente formador de complejos de catalizador deseablemente se puede añadir a la mezcla de reacción de circulación a través de la bomba 18 y línea 16 colocada en el cabezal superior 12. Esta característica es particularmente valiosa cuando el producto deseado es poliisobutileno altamente reactivo (HR PIB) y la composición catalizadora comprende un catalizador de BF3 y un agente formador de complejos de metanol. Complejos de BF3 con metanol en dos formas diferentes, es decir, mono-complejo (1 mol de BF3 a 1 mol de metanol) y di-complejo (1 mol de BF3 a 2 moles de metano), dependiendo de la disponibilidad del metanol. El mono-complejo es la auténtica especie catalítica, considerando que el di-complejo no tiene alguna propiedad catalítica particular en ausencia del mono-complejo. Referencias a los complejos fracciónales son el promedio real del mono-complejo y el dicomplejo. Considerando esto se ha determinado que una composición catalizadora compuesta de 0.59 a 0.62 moles de BF3 por mol de metanol es particularmente valiosa en la producción de HR PIB. Pero cuando tal composición se introduce en el sistema, variaciones y contaminantes en la alimentación de hidrocarburo pueden resultar a veces en un control óptimo del reactor menor. Se piensa, al menos en parte, que como el resultado de estar propenso a muchos contaminantes se incrementa de manera efectiva la proporción aparente de metanol a catalizador en la composición. Además, no siempre es posible predeterminar el nivel de contaminación exacto de algunos materiales de alimentación.
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De acuerdo con los conceptos y principios de la invención, sin embargo, se ha descubierto que estos problemas se pueden resolver y resultados óptimos se pueden lograr simplemente al introducir una composición catalizadora, la cual para algunos propósitos deseablemente puede ser una composición pobre en metanol, por ejemplo, una que contenga más de la concentración deseada óptima del mono-complejo, en el reactor 10 a través de la línea 30, e independientemente agregar metanol relativamente puro a través de la línea que deseablemente se puede separar de la línea 30, tal como la línea 16. Una bomba 18 deseablemente se pude proveer para empujar el metanol a través de la tubería 16. Alternativamente, esencialmente el mismo efecto se puede lograr al introducir una corriente de metanol separada directamente en la corriente de la composición catalizadora en la línea 30 por medio de una línea (no mostrada) e introducir el metanol agregado y la composición catalizadora en el sistema en conjunto. En cualquier caso, el metanol adicional esta disponible para ajustar la composición catalizadora de manera que una relación de metanol a BF3 deseada se puede lograr y mantener en el reactor 10. De acuerdo además con los conceptos y principios de la invención, la cantidad de metanol agregada deseablemente puede ser suficiente para crear y mantener una relación preferida de BF3 por mol de metanol en la mezcla.de reacción de circulación. Para algunas aplicaciones, por ejemplo cuando el poliisobutileno altamente reactivo es el producto deseado, la composición catalizadora agregada a través de la línea 30 21
deseablemente puede comprender una relación molar de BF3 y metanol en la escala de cerca de 0.59:1 a cerca de 0.62:1 , e idealmente puede ser de cerca de 0.61 :1. Alternativamente, para otras aplicaciones, por ejemplo cuando el producto deseado es un poliisobutileno donde el contenido de vinilideno no es importante, la composición catalizadora agregada a través de la línea 30 idealmente puede comprender una relación molar de BF3 y metanol de cerca de 1 :1. El producto que sale del sistema a través de la línea 55 debe ser templado rápidamente con un material capaz de eliminar la actividad del catalizador, tal como por ejemplo, hidróxido de amino, de manera que las reacciones de polimerización exotérmica en marcha inmediatamente se interrumpen. De esta forma, cualquier incremento de temperatura indeseado debido a la carencia de enfriamiento (y la producción concomitante de polímeros de bajo peso molecular debido a las temperaturas más altas) o un reordenamiento de las moléculas del polímero, se puede minimizar. Los productos poliolefina de la invención se pueden dirigir a un sistema de tratamiento, que incluye un sistema de lavado que se describe posteriormente, donde las sales de catalizador se pueden eliminar y un sistema de purificación y separación (no mostrados) donde el producto poliolefina se puede separar de los monómeros, dímeros, oligómeros sin reaccionar y otros contaminantes indeseados, talejs_como lo_s_d¡luyentes, _etc.. Estos últimos materiales entonces se pueden recircular o desviar para otros usos empleando metodología conocida.
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Con el sistema de recirculación descrito, la proporción de introducción de material de alimentación en la mezcla de reacción y la proporción de remoción de producto son cada uno independientes de la proporción de circulación. Como se podrá apreciar para aquellos expertos en la técnica, el número de pasos a través del reactor y el tamaño y configuración de este último simplemente son materias de elección. Para un sistema de reactores individuales como el que se ilustra en la figura 1 , los caudales de separación del material de alimentación y producto preferiblemente se pueden seleccionar de tal manera que el tiempo de residencia de los monómeros frescos que entran en el reactor con el material de alimentación sea de 4 minutos o menos, deseablemente 3 minutos o menos, preferiblemente 2 minutos o menos, aún más preferiblemente 1 minuto o menos, e idealmente menos de 1 minuto. Con respecto a lo anterior, el tiempo de residencia es definido como el volumen del sistema de reactor total dividido por el caudal volumétrico del material de alimentación que entra al sistema a través de la tubería 5. El caudal de recirculación, que es el caudal de la mezcla de reacción en el sistema inducido por la bomba de recirculación 25, se controla, como se describió anteriormente, para lograr una turbulencia apropiada y/o características de transferencia de calor. Este caudal de recirculación a veces es una función del propio sistema y.otras_co_ndic¡ones del procedimiento deseadas. Para los sistemas descritos anteriormente, la proporción del caudal de recirculación con el caudal del material de alimentación que entra 23
(proporción de recirculación) generalmente se debe mantener en la escala de cerca de 20:1 a cerca de 50:1 , deseablemente en la escala de cerca de 25:1 a cerca de 40:1 , e idealmente en la escala de cerca de 28:1 a cerca de 35:1. En particular, además de provocar turbulencia y de proveer un coeficiente de transferencia de calor apropiado, el caudal de recirculación de la mezcla de reacción debe ser suficiente para mantener las concentraciones de los ingredientes en esta esencialmente constantes y/o para minimizar gradientes de temperatura dentro de la mezcla de reacción de recirculación, de esta forma estableciendo y manteniendo esencialmente condiciones isotérmicas en el reactor. Como se mencionó anteriormente, las relaciones de recirculación generalmente se deben encontrar en la escala de cerca de 20:1 a cerca de 50:1. Relaciones de recirculación más altas incrementan el grado de mezclado y el reactor se aproxima a la operación isotérmica lo que lleva a distribuciones más estrechas del polímero. Pero relaciones de recirculación más altas también resultan en un consumo de energía más alto. Las relaciones de recirculación más bajas disminuyen la cantidad de mezclado del reactor, y como resultado, existe una discrepancia mayor en los perfiles de temperatura. Debido a que la relación de recirculación se aproxima a cero, las ecuaciones de diseño para el factor se reducen a aquellas para un modelo de reactor de flujo tipo tapón. Por otra parte, como la relación. de recirculación se aproxima al infinito, las ecuaciones de modelación se reducen a aquellas para un CSTR. Cuando las condiciones de un CSTR se logran, tanto la temperatura y la 24
composición permanecen constantes y la composición de la corriente de producto que deja al reactor es idéntica a la composición de la mezcla de reacción que recircula en el reactor. Aunque no tenga algún valor decirlo, después de que se ha establecido el equilibrio, debido a que el material de alimentación entra en el sistema, una masa igual de producto se empuja fuera del reactor tipo bucle. De esta forma, bajo condiciones de un CSTR, el punto en el cual la corriente de producto se separa es independiente de la geometría del reactor. El material de alimentación que entra en el sistema a través de la línea 15 puede ser cualquier corriente que contenga olefinas. Cuando el poliisobutileno es ei producto preferido, el material de alimentación puede ser, por ejemplo, concentrado de isobutileno, efluente deshidro, o una corriente de refinado-1 típica. Estos materiales de alimentación se describen respectivamente posteriormente en los cuadros 1 , 2 y 3.
CUADRO 1 Concentrado de isobutileno
Ingrediente % en peso C3s 0.00 l-buteno 6.41 n-buteno 1.68 1-b.uteno 1.30 l-buteno 89.19 trans-2-buteno 0.83 Cis-2-buteno 0.38 1 ,3.butadieno 0.21 25
CUADRO 2
Efluente deshidro
Ingrediente % en peso
C3s 0.38 i-buteno 43.07 n-buteno 1.29 1-buteno 0.81 l-buteno 52.58 trans-2-buteno 0.98 cis-2-buteno 0.69 1 ,3.butadieno 0.20
CUADRO 3 Reflnado-1
Ingrediente en peso
C3s 0.57 l-butano 4.42 n-butano 16.15 1 -butano 37.22 l-butano 30.01 trans-2-butano 8.38 cis-2-butano 2.27 1,3-butadieno 0.37 MTBE 0.61
Por otra parte, las corrientes adecuadas para la producción de poliolefinas generalmente incluyen materiales de alimentación tales como los
que se describen en los cuadros 4 y 5.
26
CUADRO 4
Corriente rica en 2-butano
Ingrediente % en peso
l-butano 2.19 n-butano 61.50 1 -butano 0.64 trans-2-butano 28.18 cis-2-butano 7.49
CUADRO 5 Corriente rica en 1 -deceno
Ingrediente % en peso 1 -deceno 94.00 Isómeros C-io 6.00 Con referencia a la figura 2, y además de acuerdo con los conceptos y principios de la invención, se ha descubierto inesperadamente que un sistema de operación que incorpora una pluralidad de reactores dispuestos para la operación en paralelo proporciona una flexibilidad de operación mucho mayor que un reactor más grande individual dimensionado para la misma proporción de producción total. De hecho, el concepto de reactor múltiple de la invención provee menos riesgo de operación, más flexibilidad en la corrida del procedimiento, caudales más bajos (conversiones más altas), diseño del reactor mejorado, e incremento de la capacidad de
producción por unidad de tiempo. Además el concepto de reactor múltiple de
la invención, permite, por ejemplo para una ampliación a escala de 20:1 de 27
una operación en planta piloto cuando el sistema incluye dos reactores, más que de una ampliación a escala de 40:1 con un reactor mayor. Esto reduce de manera significativa las ¡ncertidumbres asociadas con los datos de la planta piloto con ampliación a escala. El sistema de reactores múltiples que incorpora los conceptos y principios de la invención se ilustra en la figura 2, donde se identifican ampliamente por el número de referencia 200. El sistema 200 incluye dos reactores 202a y 202b, los cuales se muestran conectados en paralelo tanto en el lado de la reacción y en el lado de fluido de refrigeración. Además, cada reactor 202a, 202b, deseablemente tiene su propio sistema de recirculación respectivo 204a, 204b. Idealmente, los reactores 202a y 202b pueden ser idénticos. Sin embargo, de acuerdo con los amplios aspectos de la invención, no es una característica crítica de la invención que los reactores sean idénticos. Idealmente, los reactores 202a, 202b cada uno esencialmente puede ser igual al reactor 100 ilustrado en la figura 1. Es decir, los reactores 202a, 202b pueden ser cada uno un reactor de dos pasos, con cada paso incluyendo ciento noventa y cuatro tubos de 0.95 cm como se describió anteriormente. Otro equipo mostrado en la figura 2 que esencialmente es el mismo al correspondiente mostrado en la figura 1 se identifica por los números de referencia similares seguido por una "a" o una "b" como pueda ser el caso. De esta forma, los reactores 202a, 202b cada uno incluye una línea de entrada de material de alimentación (15a, 15b), una bomba de 28
recirculación (25a, 25b), una línea de succión de bomba de recirculación (20a, 20b), una línea de salida de producto (55a, 55b), una línea de entrada de composición catalizadora (30a, 30b) y una línea de entrada de metanol (16a, 16b). En la figura 2, una línea de entrada de material de alimentación común para el sistema de reactores múltiples 200 se identifica por el número de referencia 215, y una línea de salida de producto común para el sistema de reactores múltiples 200 se identifica por el número de referencia 255. El sistema de reactores múltiples de la invención ofrece ventajas en conversión y polidispersidad del polímero. El sistema de reactores múltiples de la invención también facilita una reducción en la cantidad de material que está fuera de la especificación generada durante el inicio de la operación de la unidad debido a que el equilibrio y el desarrollo de los parámetros de operación necesarios para un producto particular, se logran más expeditamente. El caudal del material de alimentación de entrada óptimo para cada reactor del sistema de reactores múltiples 200 de la invención es de cerca de 56.7 a 64.3 l/min con capacidad de refrigeración apropiada y capacidades de procesamiento de recuperación de materiales. Es decir, con el sistema de reactores múltiples 200 de la invención, conversiones más altas (70-75%) son posibles a este caudal que a caudales superiores (>75.7 l/min. por reactor). Este es el resultado de incrementar los tiempos de residencia en la escala de cerca de 120 a 135 segundos. Las proporciones de conversión más altas llevan a mejoramientos (reducciones) en la polidispersidad, y una 29
polidispersidad de cerca de 1 .7 se logra a través del uso del sistema de reactores múltiples 200 de la invención para la producción de un producto de PIB que tiene un peso molecular promedio en número ( N) de cerca de 950, y una polidispersidad de cerca de 2.2 que se logra a través del uso del sistema de reactores múltiples 200 de la invención para la producción de un producto de PIB que tiene un M de cerca de 2300. Cuando se usa un reactor individual para producir los mismos productos de peso molecular, las polidispersidades mejores que se pueden lograr son 1.9 y 2.3, respectivamente. Para el sistema de reactores duales descrito anteriormente, el material de alimentación y los caudales de separación del producto preferiblemente se pueden seleccionar de tal manera que el tiempo de residencia de la mezcla de reacción dentro de cada reactor pueda ser, por ejemplo, cerca de 4 minutos o menos, cerca de 3 minutos o menos, idealmente de cerca de 120 a cerca de 135 segundos, probablemente aún menos de cerca de 2 minutos, y potencialmente aún tan bajo como cerca de 1 minuto o menos. El sistema de reactores múltiples 200 de la invención también facilita el uso de reactores más pequeños que tienen características de caída de presión mejoradas que resultan en un uso de energía más eficiente. Esto se puede deber por lo menos en parte al hecho de que reactores más grandes pueden requerir tubos de reactor más grandes con caudales lineales de recirculación similares.
30
EJEMPLO
Se conducen pruebas para determinar los mejoramientos en las características operaciones que se pueden lograr a través del uso de un sistema de reactores múltiples, en este caso usando dos reactores similares que operan en paralelo. De acuerdo al protocolo de la prueba, las pruebas se conducen en tres fases. En estas fases, todos los parámetros operacionales diferentes a los específicamente mencionados fuera se mantienen constantes. En la primera fase, un reactor individual es operado de una manera para producir un poliisobutileno altamente reactivo que tiene un contenido de enlace doble terminal mayor de 70% y un MN de aproximadamente 1600. El material de alimentación es un concentrado de isobutileno y la proporción de recirculación se mantiene a un nivel para lograr un ¡ntermezclado íntimo entre la composición catalizadora y los reactivos y un coeficiente de transferencia de calor apropiado para proveer un enfriamiento apropiado. El reactor individual inicialmente se opera con una proporción de entrada de material de alimentación de 102.2 l/min. posteriormente, esto se incrementa a 121 .1 l/min. En la segunda fase, dos reactores son operados en paralelo. Los reactores en paralelo son cada uno esencialmente los mismos al reactor empleado durante la primera fase. Durante esta fase, la proporción de entrada del material de alimentación con cada reactor es de 56.8 l/min. Nuevamente, la proporción de recirculación se mantiene a un nivel para lograr un ¡ntermezclado íntimo entre la composición catalizadora y los reactivos y un coeficiente de transferencia 31
de calor apropiado para proveer un enfriamiento apropiado. En la tercera fase, el ajuste es el mismo que en la segunda fase. Como una etapa inicial en esta tercera fase, la proporción de conversión se incrementa mientras que la proporción de entrada de material de alimentación a cada reactor se mantiene en 56.8 l/min, entonces el suministro de agua congelada al lado de la coraza de los reactores se reduce para incrementar la proporción de conversión. Donde después, la proporción de entrada del material de alimentación a cada reactor aumentó a 64.352 l/min. Los resultados de estas pruebas se resumen a continuación en el cuadro 6.
CUADRO 6 Resumen de los resultados de la prueba de proporción
Fase 1- un reactor, aumentó la proporción de alimentación para maximizar la proporción de producción del reactor aFase 2- dos reactores a proporciones de alimentación de línea de base de 56.78 l/min, agua enfriada a 3.77°C aFase 3.1- dos reactores a 56.78 l/min, temperatura disminuida del agua fría para maximizar la conversión. aFase 3.2- dos reactores, proporción de alimentación incrementada para maximizar la proporción de producción del reactor.
El cuadro 6 presenta la longitud de cada fase de prueba, el caudal de alimentación, la temperatura de reacción, la conversión del balance de calor, la proporción de producción del reactor, y los datos del sistema de 32
refrigeración. La conversión del balance de calor se estimó basándose en el flujo de alimentación, el calor de reacción, y el flujo de agua fría y el aumento de temperatura a través del reactor. El flujo de agua fría y el aumento de la temperatura determinan la cantidad del calor generado por la reacción, y el calor de reacción y el flujo de alimentación se utilizan para calcular el porcentaje de la alimentación convertida a PIB y oligómeros. La proporción de producción del reactor, en kilos por minutos (k/min) se calcula a partir de la proporción de alimentación y de la conversión de balance de calor. Durante la operación de un solo reactor, la proporción de producción de reactor fue maximizada a 39.91 k/min con la proporción de alimentación a 119.99 l/min. Cuando la proporción de alimentación aumentó a 121.13 l/min, empezó a decaer la proporción de producción del reactor, de manera que no aumentó más la proporción de alimentación. La proporción más alta de producción del reactor se logró durante la operación de dos reactores, a una proporción de alimentación para cada reactor de 64.35 l/min. Mientras que a una alimentación de 56.78 l/min para cada reactor, aumentó la proporción de producción del reactor de 20.81 k/min por reactor (un total de 41.63 k/min) a 22.63 k/min por reactor (un total de 45.26 k/min) reduciendo la temperatura de suministro de agua fría de 3.33°C a -1.1 1 °C. La proporción de producción del reactor aumentó más a 23.85 K/min por reactor (un total de 47.71 K/min) aumentando las proporciones de alimentación para cada reactor de 56.78 l/min a 64.35 l/min.
33
Durante la fase 1 del programa de prueba, se mantuvo la proporción de alimentación a 1 15.45 l/min durante aproximadamente 8 horas. Se puede hacer una comparación directa entre una y dos operaciones de reactor comparando la conversión durante este periodo con la conversión obtenida durante la fase 3.1. Durante la fase 1 , la proporción de alimentación era ligeramente más alta ( 15.45 contra 1 13.56 l/min), pero la temperatura de suministro de agua fría fue ligeramente inferior (-2.22°C contra -1.11 °C durante la fase 3.1 ). Con la operación de dos reactores, la conversión de balance de calor fue de 73% contra 64% para la operación de un reactor, aun cuando las temperaturas del reactor operaron -15°C más frías cuando operaban dos reactores (17.77°C contra 20.55°C). Con la operación de dos reactores, se da dos veces el tiempo de resistencia y dos veces el área de superficie para remover el calor en comparación con el caso de un solo reactor. El tiempo de residencia adicional explica porqué la temperatura de reactor tuvo que bajar y el área de superficie adicional explica porqué la conversión fue más alta incluso a la temperatura de reacción más baja. En vista de lo anterior se puede ver fácilmente cuando se utilizaron dos reactores en paralelo, aumentaron las proporciones de conversión y disminuye la polidispercidad con relación aun solo reactor. Este resultado se logra porque el concepto de reactores múltiples facilita una proporción de alimentación más baja para cada reactor con un aumentó con comitante en el tiempo de residencia.
34
Como se menciono antes, el producto que sale del sistema de reactor de polimerización por medio de las líneas 55 (figura 1) o 255 (figura 2) deberá ser extinguido inmediatamente con un material capas de eliminar la actividad del catalizador, como por ejemplo, hidróxido de amonio. De esta manera se puede reducir al mínimo cualquier disminución indeseada de potencial en el peso molecular o la redisposición de la molécula de polímero. Los productos de poliolefina de la invención se pueden dirigir entonces a un sistema de tratamiento, incluyendo un sistema de lavado como se describe a continuación, en donde pueden ser removidas las sales catalizadoras. En la figura 3, se identifica ampliamente un sistema de lavado que representa los conceptos y los principios de otro aspecto de la invención, haciendo referencia al número 300. Como se puede ver, el sistema 300 incluye un recipiente de sedimentación corriente arriba 302 y un sistema de sedimentación corriente abajo 304 los cuales, en la modalidad preferida de este aspecto de la invención que aparece en la figura 3, incluye dos recipientes de sedimentación corriente abajo 306, 308. En este punto deberá notarse que en la alternativa, el sistema de sedimentación corriente abajo 304 también podría incluir solamente un solo recipiente de sedimentación o tres o más recipientes de sedimentación, dependiendo de la naturaleza del producto y de la naturaleza de los materiales catalizadores residuales que serán removidos del mismo. El sistema 300 también incluye una línea de entrada 3 0 que interconecta ya sea la línea 55 o la línea 255, según sea el caso, con la 35
succión 311 de una bomba 312 que bombea al producto crudo y los materiales mezclados con el mismo dentro del recipiente de sedimentación 302 a través de la línea 314. Un agente para eliminar la actividad de cualquier catalizador residual en el producto crudo que entra al sistema 300 a través de la línea 310, se introduce a la línea 310 por medio de la bomba 316 y la línea 318. El NH4OH en una solución acuosa es un agente particularmente bueno para eliminar la actividad de cualquier complejo residual de BFs/metanol en el producto de poliolefina. Sin embargo, la invención no está limitada de ninguna manera al uso del NH4OH. Más bien la naturaleza exacta del agente de eliminación de la actividad catalizadora dependerá por completo de la naturaleza del catalizador mismo y/o de la naturaleza del producto en la corriente de producto. Se introduce agua de lavado en, y se mezcla con el producto crudo en la línea 316 por medio de la línea 320. La mezcla de producto crudo que contiene la composición catalizadora residual, el agente de eliminación de la actividad catalizador y el agua de lavado se introduce en la bomba 312 por medio de una línea de succión 311. De preferencia la bomba 312 puede ser una bomba centrífuga, en donde la rotación de los impulsores asegura que el agua, las sales catalizadoras que resultan de la interacción entre el agente de eliminación de la actividad catalizadora y el catalizador, y el producto crudo de poliolefina se mezclen de inmediato de tal manera que se logra un lavado profundo. Además la bomba 312 puede estar provista con una línea de 36
reciclado 322, incluyendo un dispositivo controlador de flujo 324, para regresar una porción de la mezcla a la bomba de succión para un mezclado adicional. La mezcla del producto hidrocarburo, las sales catalizadoras eliminadas y el agua se introduce por medio de la línea 314 a una cámara de sedimentación interna del recipiente de sedimentación 302, en donde se separa ia fase de hidrocarburo de la fase acuosa bajo la influencia de las fuerzas gravitacioneales de una manera conocida perse. En este último aspecto es preferible que la interacción entre el agente de eliminación de la actividad catalizadora y el catalizador, forme una sal soluble en agua de tal manera que la masa de dicha sal este presente en la fase acuosa. Se remueve la fase superior de producto crudo de poliolefina, parcialmente lavada, del recipiente 302 a través de una línea aérea 326 y la fase acuosa sale del recipiente 302 a través de la línea 328. Una porción de la fase acuosa removida es reciclada a la línea de entrada 320 del agua de lavado a través de una línea de retorno 330 y un controlador de flujo 332. Otra porción de la fase acuosa removida es desechada del sistema por medio de la línea de drenado 334 y un controlador de nivel 336 que controla el nivel de la fase acuosa en el recipiente 302. La línea de drenado 334 se conecta a un sistema (que no aparece) para la reclamación o el desecho del agua de lavado utilizada y contaminada. Se agrega agua de lavado de reposición para el recipiente 302, que puede ser de preferencia agua desmineralizada, al agua de drenado reciclada en la línea 320 a través de la línea 321. En este punto deberá 37
notarse que las cantidades respectivas de agua de lavado de reposición, del agente entrante que elimina al catalizador, y de la fase acuosa purgada deberán ser controladas para asegurar que la cantidad del agente de eliminación que entra al sistema sea siempre un exceso con relación a la cantidad del catalizador residual en el producto crudo. La fase del producto de poliolefina crudo parcialmente lavado en la línea 326 se introduce la succión 336 de una bomba 328 junto con agua de lavado adicional suministrada por la línea 340. La bomba 338 puede ser de preferencia una bomba centrífuga como la bomba 312 para asegurar un mezclado intermedio entre la fase de agua y la fase de hidrocarburo antes de que la mezcla sea dirigida por la línea 342 hacia el recipiente 306. La bomba 338 también puede estar equipada con una línea de reciclado 344 y un dispositivo de control de flujo 346 para regresar una porción de la mezcla a la succión de la bomba 336 para una mezclado adicional. La mezcla de dos fases en el recipiente 306 se permite separar bajo la influencia de la gravedad para formar una fase superior de hidrocarburo y una fase acuosa inferior. Se remueve una fase superior del producto de poliolefina crudo lavado completamente, del recipiente 306 a través de otra línea aérea 348, y la fase acuosa inferior sedimentada sale del recipiente 306 a través de la línea 350. Una porción de la fase acuosa removida es reciclada hacia la línea de entrada de agua de lavado 340 a través de la línea de retorno 352, y otra porción de la fase acuosa removida se purga desde el sistema a través de la línea de drenado 354 y un controlador de nivel 356 que controla el nivel de la 38
fase acuosa en el recipiente 306. La línea de drenado 354 se conecta con la línea de drenado 334. La fase de producto de poliolefina crudo más intensamente lavada en la línea 348 se mezcla con agua de lavado adicional que se introduce a través de la línea 358. La mezcla de la fase de producto crudo de poliolefina y el agua de lavado adicional se introduce en el recipiente de sedimentación 308 por medio de la línea 359, en donde una vez más la mezcla de dos fases se deja separar bajo la influencia de la gravedad. La fase acuosa inferior es removida del recipiente 308 bajo la influencia de una bomba 362 a través de una línea inferior 360, y una porción de la misma es reciclada a la línea 348 por medio de un dispositivo controlador de flujo 364, una línea de retorno 366 y la línea 358. Otra porción de la fase acuosa que sale del recipiente 308 es reciclada a través de la línea 367 y el controlador de flujo 369, y se introduce a la línea 340 para usarla como agua de lavado de reposición en el recipiente 306. El producto crudo de poliolefina completamente lavado es removido del recipiente 308 a través de la línea aérea 374 y es enviado a un sistema de purificación corriente abajo (que no aparece) para la remoción de diluyentes, monómeros sin reaccionar, y las indeseables fracciones ligeras como dímeros, trímeros, oligómeros, etc. Se introduce una nueva agua de lavado de reposición para el recipiente 308, que una vez más puede ser de preferencia agua desmineralziada, por medio de la línea 368. El agua de reposición es 39
introducida al sistema por medio de una bomba 370 y la línea 372. En este punto deberá notarse que la línea 372 está conectada con la línea 321 para proporcionar el agua de reposición fresca para el recipiente 302 corriente arriba y con la línea 368 para proporcionar de manera separada e independiente agua de reposición fresca para el sistema de sedimentación corriente abajo 304. Por consiguiente, se puede introducir agua de reposición extra en el sistema de sedimentación corriente abajo 304 sin la necesaria dilución del agente de eliminación de la actividad catalizadora. (NH4OH) que se necesita en el recipiente de sedimentación corriente arriba 302. Este resultado se logra debido a que el sistema de lavado para el recipiente corriente arriba funcione de una manera completamente independiente de sistema de lavado para el sistema de sedimentación corriente abajo 304. También vale la pena notar que la concentración del agente de eliminación de la actividad catalizadora en la fase acuosa del recipiente de sedimentación corriente arriba 302 deberá estar siempre en exceso con relación a la cantidad del catalizador residual. Además, la concentración de las sales catalizadoras en la fase acuosa deberá ser siempre lo suficientemente baja para evitar la precipitación. Por consiguiente, la cantidad de agua de reposición fresca que se introduce en el recipiente de sedimentación corriente arriba 302 necesita ser controlada muy de cerca, mientras que la cantidad del agua de reposición fresca que se introduce en el sistema de sedimentación corriente abajo deberá ser copiosa y determinada únicamente por la necesidad de remoción de toda la contaminación posible del producto fina. De esta manera se utiliza 40
un flujo inferior de agua de reposición fresca en el recipiente de sedimentación corriente arriba para reducir al mínimo el uso del agente de eliminación de la actividad catalizadora, mientras que se utiliza un flujo mucho más grande de agua de reposición fresca en el sistema de sedimentación corriente abajo