MXPA05004530A

MXPA05004530A - Proceso integrado para la produccion de aromaticos.

Info

Publication number: MXPA05004530A
Application number: MXPA05004530A
Authority: MX
Inventors: Alan Hamm David
Original assignee: Uop Llc
Priority date: 2002-12-19
Filing date: 2003-12-19
Publication date: 2005-07-26
Also published as: WO2004056945A1; KR20050089010A; EP1572838A1; CN1726271A; CN1726271B; EP1572838B1; KR100977501B1; AU2003300353A1; TR200501932T2; ES2389898T3; JP2006510701A; US6740788B1; BR0316524A; JP4953573B2

Abstract

Incorporar un proceso de transalquilacion para manejar tanto alquiloaromaticos C10 y tolueno no extraido permite realizar los siguiente perfeccionamientos. El ya no extraer tolueno permite eliminar una columna divisora de reformados. Se puede mover la unidad de extraccion a la parte superior de una columna de benceno. El ya no requerir una rigurosa division entre alquiloaromaticos C9 y C10 permite eliminar una columna de aromaticos pesados. Este proceso incorporado de transalquilacion requiere la estabilizacion de un catalizador de transalquilacion mediante la introduccion de una funcion metal. Se logra otro perfeccionamiento en el esquema de flujo mediante la eliminacion de tratadores de arcillas a favor de la saturacion selectiva de olefinas en las salidas de un a unidad reformadora y una unidad de isomerizacion. Estos perfeccionamientos producen un complejo de aromaticos con ahorros en dentro de los limites de bateria de la curva de costos y mejorar las ganancias sobre la inversion en tal complejo.

Description

PROCESO INTEGRADO PARA LA PRODUCCIÓN DE AROMÁTICOS ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN La presente invención se refiere a un proceso para un complejo de aromáticos que es una combinación de unidades de proceso que pueden utilizarse para convertir nafta en intermedios petroquimicos básicos de benceno, tolueno, y xileno. Basado en un proceso de transalqui lación catalizado con metales que maneja tolueno no extraído y aromáticos más pesados, y un proceso de saturación de olefinas, el esquema de flujo perfeccionado reduce la necesidad de equipo y pasos de procesado, como una columna divisora de reformados y una columna de aromáticos pesados, lo que produce significativos beneficios económicos en la producción de para-xileno. La mayoría de los nuevos complejos aromáticos están diseñados para maximizar el rendimiento de benceno y para-xileno. El benceno es una versátil material prima petroquímica que se utiliza en varios productos distintos a partir de su derivación, incluyendo etilbenceno, eumeno y ciclohexano. El para-xileno es también una importante material prima, que se utiliza casi exclusivamente para la producción de fibras de poliéster, resinas y películas formadas mediante ácido tereftálico o intermedios de tereftalato de dimetilo. Por consiguiente, se puede configurar un complejo de aromáticos de varias formas distintas, dependiendo de los productos deseados, cargas de alimentación disponibles, y capital de inversión disponible. Un amplio rango de opciones permite flexibilidad para variar el balance de programación de productos de benceno y para-xileno para cumplir con los requisitos de procesado corriente abajo. En Handbook of Petroleum Refinlng Processes, 2a. Edición en 1997, de la editorial McGraw-Hill, Meyers revela un esquema de flujo de complejos de aromáticos de la técnica anterior. US-A-3, 996, 305 emitida para Berger revela un esquema de fraccionación dirigido primariamente a la transalquilación de tolueno y alquiloaromáticos C9 con el propósito de producir benceno y xileno. El proceso de transalquilación también está combinado con un proceso de extracción de aromáticos. El esquema de fraccionación incluye una columna única, con dos corrientes que entran a la columna y tres corrientes que salen de ésta, con lo que se obtienen beneficios económicos integrados. US-A-4 , 341, 914 emitida para Berger revela un proceso de transalquilación donde se reciclan alquiloaromáticos Cío con el propósito de incrementar el rendimiento de xilenos en el proceso. El proceso de transalquilación también está preferiblemente integrados con una zona de separación de para-xileno y una zona de isomerización de xileno operada como una trayectoria cerrada continua que recibe xilenos mezclados de la carga de alimentación de la zona de transalquilación y las zonas de fraccionación de efluentes. US-A- , 642, 06 emitida para Schmidt revela un proceso de alta severidad para la producción de xileno que utiliza una zona de transalquilación que actúa simultáneamente como zona de isomerización sobre un catalizador no metálico. Se produce benceno de alta calidad junto con una mezcla de xilenos, que permite separar para-xileno mediante separación absorbente de la mezcla, donde la corriente sin isómeros es devuelta a la zona de transalquilación . US-A-5, 417, 844 emitida para Boitiaux y colab. revela un proceso para la deshidrogenación selectiva de olefinas en gasolina fisurada en vapor, en presencia de un catalizador de níquel, y se caracteriza en que antes de utilizar el catalizador se incorpora a éste un compuesto orgánico sulfuroso fuera del reactor y antes de ser utilizado . US-A-5, 658, 453 emitida para Russ y colab. revela un proceso integrado para la reformación y saturación de olefinas. La reacción de saturación de olefina usa una fase de vapor mixta en la que se añade hidrógeno gaseoso a un líquido reformado en contacto con un óxido inorgánico refractario, que contiene preferiblemente un metal del grupo del platino y opcionalmente un metal modificador. US-A-5, 63, 720 emitida para Buchanan y colab. revela un proceso de transalquilacion para producir benceno y xilenos poniendo alquiloaromáticos C9+ en contacto con benceno o tolueno sobre un catalizador que comprende una zeolita como ZSM-12, y un metal noble de hidrogenación como platino. Se utiliza azufre o vapor para tratar el catali zador . US-A-5, 847, 256 emitida para Tchioka y colab. revela un proceso para producir xileno a partir de una carga de alimentación que contiene alquiloaromáticos C9 con ayuda de un catalizador, con una zeolita que preferiblemente es mordenita y con un metal que preferiblemente es renio. SUMARIO DE LA INVENCIÓN Un esquema de flujo de complejos de aromáticos con un proceso de transalquilacion incorporado requiere la estabilización de un catalizador de transalquilacion mediante la introducción de un funcional metálico. Incorporar un proceso de transalquilacion para manejar tanto alquiloaromáticos Ci0 como tolueno no extraído permite realizar los siguientes perfeccionamientos en el esquema de flujo. Al usarse tolueno sin hacerlo pasar primero a una unidad de extracción, el esquema de flujo omite una columna reformada y divisora. La unidad de extracción de capacidad concomitantemente menor se mueve a la parte superior de una columna de benceno. Al extraerse únicamente benceno, se usa destilación extractiva simple, puesto que un método más costoso de extracción combinada liquido-líquido es necesario únicamente para contaminantes más pesados. Al usar alquiloaromáticos tanto C9 como Cío en una unidad de transalquilación incorporada, el esquema de flujo también omite una columna de aromáticos pesados. Se logra otro perfeccionamiento en el esquema de flujo mediante la eliminación de arcillas tratadoras en favor de la saturación selectiva de definas en las salidas de una unidad de procesado de reformación o una unidad de procesado de isomerización de alquiloaromáticos. Otra modalidad de la presente invención comprende un dispositivo basado en los pasos del proceso, que convierte eficientemente nafta en para-xileno. BREVE DESCRIPCIÓN DEL DIBUJO La Figura muestra un esquema de flujo de complejos de aromáticos de la presente invención, que incluye saturación de olefinas y un catalizador de transalquilación estabilizado con metal. DESCRIPCIÓN DETALLADA DE LA INVENCIÓN La alimentación al complejo puede ser nafta, aunque también puede ser gasolina pirolítica, xileno mixto importado o tolueno importado. La nafta alimentada a un complejo de aromáticos es primero hidrotratada para reducir el contenido de compuestos de azufre y nitrógeno a menos de 0.5 ppm del peso antes de pasar la nafta tratada a una unidad reformadora 13. El hidrotratamiento de nafta ocurre al poner en una linea 10 nafta con un catalizador de hidrotratamiento de nafta en condiciones de hidrotratamiento de nafta en una unidad 11. El catalizador de hidrotratamiento de nafta está típicamente compuesto por un primer componente de óxido de cobalto u óxido de níquel, junto con un segundo componente de óxido molibdeno u óxido de tungsteno, y un tercer componente de soporte de óxido inorgánico, que típicamente es una alúmina de alta pureza. Generalmente se obtienen buenos resultados cuando el componente de óxido de cobalto u óxido de níquel está en el rango de 1 a 5 por ciento del peso y el componente de óxido de molibdeno está en el rango de 6 a 25 por ciento del peso. La alúmina (u óxido de aluminio) está configurada para balancear la composición del catalizador de hidrotratamiento de nafta para sumar todos los componentes a un 100 por ciento del peso. En US-A-5, 723, 710 se revela un catalizador de hidrotratamiento para utilizarse en la presente invención, cuyas enseñanzas se incorporan a la presente por referencia. Las condiciones de hidrotratamiento típicas incluyen una velocidad espacial líquida horaria (VELH) de entre 1.0 y 5.0 hr_1, una proporción de hidrógeno contra hidrocarburos (o carga de alimentación de nafta) de entre 50 y 135 Nm3/m3, y una presión de entre 10 y 35 kg/cm2.

En la unidad reformadora 13, se convierten parafinas y naftenos en aromáticos. Ésta es la única unidad en el complejo que crea anillos aromático. Las demás unidades en el complejo separan los diversos componentes aromáticos en productos individuales y convierten diversas especies aromáticas en productos de mayor valor. La unidad reformadora 13 está generalmente diseñada para funcionar a muy alta severidad, equivalente a producir reformados de gasolina con Número de Octano Investigado (RON) de 100 a 106, con el propósito de maximizar la producción de aromáticos. Esta operación de alta severidad también extingue virtualmente todas las impurezas no aromáticas en la fracción Cg+ de reformados, y elimina la necesidad de extraer aromáticos Ce y C9. En la unidad reformadora 13, se pone nafta idrotratada en una linea 12 en contacto con un catalizador de reformación a condiciones de reformación. El catalizador de hidrotratamiento de nafta está típicamente compuesto por un primer componente de metal del grupo del platino, un segundo componente de metal modificador, y un tercer componente de soporte de óxido inorgánico, que típicamente es una alúmina de alta pureza. Generalmente se obtienen buenos resultados cuando el componente de metal del grupo del platino está en el rango de 0.01 a 2.0 por ciento del peso y el componente de metal modificador está en el rango de 0.01 a 5 por ciento del peso. La alúmina está configurada para balancear la composición del catalizador de hidrotratamiento de nafta para sumar todos los componentes a un 100 por ciento del peso. El metal del grupo del platino está seleccionado de entre platino, paladio, rodio, rutenio, osmio e iridio. El componente preferido de metal del grupo del platino es platino. Los metales modificadores pueden incluir renio, estaño, germanio, plomo, cobalto, níquel, indio, galio, zinc, uranio, disprosio, talio y mezclas de estos. En US-A-5,665,223 se revela un catalizador de reformación para utilizarse en la presente invención, cuyas enseñanzas se incorporan a la presente por referencia. Las condiciones de hidrotratamiento típicas incluyen una velocidad espacial líquida horaria (VELH) de entre 1.0 y 5.0 hr"1, una proporción de hidrógeno contra hidrocarburos de entre 1 y 10 moles de hidrógeno por mole de alimentación de hidrocarburos que entra a la zona de reformación, y una presión de entre 2.5 y 35 kg/cm2. El hidrógeno producido en la unidad reformadora 13 sale por una línea 14. El producto reformado de la unidad reformadora 13 en una línea 15 es enviado a una zona desbutanizadora 53, que típicamente comprende una columna desbutanizadora 20 que elimina los hidrocarburos ligeros (butanos o más ligeros) en una línea 21. La zona desbutanizadora 53 también puede comprender cuando menos una zona de saturación de definas 16, que puede estar instalada corriente arriba o corriente abajo respecto a la columna desbutanizadora 20. Además, también se pueden enviar corrientes de otras unidades en el complejo de aromáticos a la columna desbutanizadora 20 para su eliminación. Estas otras unidades incluyen la zona de transalquilació , que envía una corriente superior de eliminación de transalquilación en una línea 17, y la zona de isomerización, que envía una corriente superior desheptanizadora en una línea 18. A continuación se describen ambas unidades a mayor detalle. La zona de saturación de olefinas 16 puede consistir en el ya conocido dispositivo tratador de arcillas, u otros dispositivos para tratar contaminantes de olefinas residuales. Preferiblemente, la zona de saturación de olefinas 16 comprende un catalizador de saturación de olefinas operando a condiciones de saturación de olefinas. La saturación catalítica de olefinas también está incorporada al esquema de flujo. Si se utiliza un proceso catalítico, se convierten las olefinas en productos útiles. Por ejemplo, se puede convertir una olefina C6 en benceno (si la olefina es cíclica) , una olefina C en tolueno, y una olefina C8 en xileno. Si se utiliza arcilla, entonces la olefina se polimeriza, frecuentemente en Cn+, que no es muy útil para un complejo de aromáticos. Por consiguiente, la saturación catalítica de olefinas ayuda a mejorar la economía del esquema de flujo. Los catalizadores de saturación de olefinas en la presente invención contienen níquel elemental o un componente del grupo del platino preferiblemente soportado en un soporte de algún óxido inorgánico, que típicamente es alúmina. En el caso de que esté presente níquel elemental en un soporte, el níquel está preferiblemente presente en una cantidad de entre 2 y 40 por ciento del peso del peso total del catalizador. En US-A-5 , 658 , 453 se revela un catalizador para utilizarse en la presente invención, cuyas enseñanzas quedan incorporadas a la presente por referencia. Las condiciones típicas de saturación de olefinas incluyen una temperatura de entre 20 y 200°C, una presión de entre 5 y 70 kg/cm2 y una proporción estequiométrica de hidrógeno contra olefinas de entre 1:1 y 5:1. Se muestran los reformados tratados de olefinas en una línea 19. Los reformados desbutanizados que comprenden aromáticos en una línea 22 se combinan con una corriente inferior de eliminación de transalquilacion en una línea 24, y se envían a una zona de fraccionación benceno-tolueno (BT) 54 a través de una línea 23. La zona de fraccionación BT 54 generalmente comprende cuando menos una columna, y usualmente comprende una columna de benceno 25 y una columna de tolueno 31. Sin embargo, se puede eliminar la columna de benceno 25 en favor de una columna de eliminación de la unidad de transalquilacion, con una sección estabilizadora suficiente para producir una corriente adecuada de benceno. La BT zona de fraccionación 54 produce una corriente rica en benceno en una linea 26, una corriente rica en tolueno en una linea 32, y una corriente rica en xileno en una linea 33. Típicamente, la corriente rica en benceno en la línea 26 es producida por la parte superior de la columna de benceno 25, donde el fondo de la columna de benceno 25 se envía por la línea 30 para alimentar la columna de tolueno 31. La corriente rica en tolueno en la línea 32 es producida por la parte superior de la columna de tolueno 31 y es enviada a una unidad de transalquilación 36, donde el fondo de la columna de tolueno 31 produce la corriente rica en xilenos en la línea 33. La corriente rica en xilenos en la línea 33 desde el fondo de la columna de tolueno 31 es enviada a una sección de recuperación de xilenos 55 del complejo de aromáticos que se describe posteriormente. La corriente rica en benceno en la línea 26 es enviada a una zona de destilación extractiva 27 que produce una corriente producto de benceno de alta pureza en una línea 29, y desecha una corriente de productos secundarios de refinación en una línea 28. La corriente de refinados puede mezclarse para formar gasolina, que se utiliza como carga de alimentación para una planta de etileno, o convertirse en benceno adicional reciclándola hacia la unidad reformadora 13. El uso de destilación extractiva en vez de extracción líquido-liquido, o procesos combinados de destilación de extracción o extractiva líquido-líquido, produce mejoras económicas . La destilación extractiva es una técnica para separar mezclas de componentes con volatilidades casi iguales, y que tienen casi el misino punto de ebullición. Es difícil separar los componentes de estas mezclas mediante destilación fraccional convencional. En destilación extractiva, se introduce un solvente en una columna principal. de destilación por encima del punto de entrada de la mezcla que contiene fluidos de hidrocarburos que se desea separar. El solvente afecta la volatilidad del componente de fluidos que contienen hidrocarburos que hierven de modo suficientemente diferente á altáis temperaturas que el componente de fluido que contiene hidrocarburos que hierven a menores temperaturas para facilitar la separación de los diversos componentes de- fluidos que contienen hidrocarburos por destilación, y este solvente sale con la fracción de los fondos. Los solventes adecuados incluyen 1,1-bióxido de tetrahidrotiofeno (o sulfolano) , dietileno glicol, trietileno glicol o tetraetileno glicol. La corriente de refinados éii lá línea 28, que comprende compuestos no aromáticos, salen en la parte superior de la columna principal de destilación, en tanto que la fracción que contiene solvente y benceno sale por la parte de. abajo. Muchas veces se envían los refinados a una columna de lavado para ser puestos en contacto con agua, y asi eliminar cualquier solvente residual disuelto. La corriente inferior de la columna principal de destilación es enviada a una columna de recuperación de solvente, donde se recupera benceno en la parte superior y se recupera el solvente en la parte inferior, donde se hace pasar nuevamente a la columna principal de destilación. La recuperación de benceno de alta pureza en la linea 29 desde la destilación extractiva típicamente excede el 99 por ciento del peso. La corriente rica en tolueno en la linea 32 usualmente se mezcla con una corriente en una linea 41 rica en alquiloaromáticos Cg y Cío producida por una columna de xileno 39 se carga mediante una linea 34 a la unidad de transalquilación 36 para la producción de xilenos y benceno adicionales. En la unidad de transalquilación 36, se pone la carga de alimentación en contacto con un catalizador de transalquilación a condiciones de transalquilación. El catalizador preferido es un catalizador de transalquilación estabilizado con metal. Este catalizador comprende un componente de zeolita, un componente metálico y un componente de óxido inorgánico. El componente de zeolita típicamente es una pentasil zeolita, que incluye las estructuras de MFI, MEL MTW MTT y FER {Comisión IUPAC para la Nomenclatura de Zeolitas) , una beta zeolita o un mordenita. Preferiblemente es una zeolita mordenita. El componente metálico típicamente es un metal noble o metal básico. El metal noble es un metal del grupo del platino seleccionado de entre platino, paladio, rodio, rutenio, osmio e iridio. El metal básico está seleccionado del grupo que consiste en renio, estaño, germanio, plomo, cobalto, níquel, indio, galio, zinc, uranio, disprosio, talio y mezclas de estos. Se puede combinar el metal básico con otro metal básico, o con un metal noble. Preferiblemente el componente metálico comprende renio. Las cantidades adecuadas en el catalizador de transalquilacion varían de entre 0.01 a 10 por ciento del peso, donde se prefiere el rango de entre 0.1 a 3 por ciento del peso, y se prefiere especialmente el rango de entre 0.1 al 1 por ciento del peso. Las cantidades adecuadas de zeolita en el catalizador varían de 1 a 99 por ciento del peso, preferiblemente entre 10 a 90 por ciento del peso, y más preferiblemente entre 25 a 75 por ciento del peso. El balance del catalizador está compuesto de aglutinante de óxido inorgánico, preferiblemente alúmina. En US-A-5, 847, 256 se revela un catalizador de transalquilacion para utilizarse en la presente invención, cuyas enseñanzas se incorporan a la presente por referencia. Las condiciones utilizadas en la zona de transalquilación normalmente incluyen una temperatura de entre 200 y 540°C. La zona de transalqui-lación se opera a presiones moderadamente elevadas, que varían ampliamente entre 1 y 60 kg/cm2. La reacción de transalquilación puede ser efectuada sobre un amplio rango de velocidades espaciales, donde las velocidades espaciales elevadas efectúan una mayor proporción de para-xileno a expensas de la conversión. La velocidad especial liquida horaria generalmente está en el rango de entre 0.1 y 20 hr"1. La carga de alimentación es preferiblemente transalquilada en la fase de vapor y en presencia de hidrógeno suministrado por un a linea 35. Si se transalquila en la fase liquida, entonces la presencia de hidrógeno es opcional. Si está presente, el hidrógeno libre se asocia con la carga de alimentación y los hidrocarburos reciclados en una cantidad de 0.1 moles por mole de alquiloaromáticos y hasta 10 moles por mole de alquiloaromáticos . También se prefiere esta proporción de hidrógeno contra alquiloaromáticos como proporción de hidrógeno contra hidrocarburos ratio. Se envia el efluente de la zona de transalquilación 36 a una columna de eliminación de unidad de transalquilación 52 para eliminar productos ligeros, para luego enviarse a la zona de fraccionación BT 54 a través de las lineas 24 y 23. Ahi se recupera benceno producto, y los xilenos se fraccionan y envían a la sección de recuperación de xileno 55 a través de la corriente rica en xilenos en la línea 33. El material de la parte superior de l parte superior de la columna de transalquilación 52 normalmente se recicla a través de la línea 17 a la unidad reformadora desbutani zadora, para recuperar benceno residual. Alternativamente, se coloca una sección o columna estabilizadora en, o después de, la columna de eliminación de la unidad de transalquilación 52. Esta estabilizadora de transalquilación puede producir una corriente rica en benceno adecuada para destilación extractiva, y eliminar la necesidad de una columna separada de benceno en la sección de fraccionación BT . Esta columna estabilizadora o eliminadora desde la unidad de transalquilación queda así abarcada en la definición de la zona de fraccionación BT 54 cuando se elimina la columna de benceno separada. La columna de eliminación de unidad de transalquilación 52 también puede aceptar producto tratado en la zona de saturación de definas, o en la parte superior de la columna desheptanizadora de isomerización de alquiloaromáticos que normalmente sería reciclada a la columna desbutanizadora de unidad reformadora 20. Como se hizo notar anteriormente, la corriente rica en xilenos en la línea 33 del fondo de la columna de tolueno 31 es enviada a la sección de recuperación de xileno 55 del complejo de aromáticos. Esta sección del complejo de aromáticos comprende cuando menos una columna de xileno 39, y generalmente también incluye una unidad de procesado para la separación de cuando menos un isómero de xileno, que típicamente es el producto de para-xileno . desde el complejo de aromáticos. Preferiblemente esta zona de separación de para-xileno 43 es operada junto con una unidad de isomerización 51 para la isomerización de los compuestos alquiloaromáticos restantes a una mezcla en equilibrio o cerca del equilibrio que contiene para-xileno, que puede reciclarse nuevamente para recuperación adicional en una trayectoria cerrada. Por consiguiente, la corriente rica en xilenos en la linea 33, que puede mezclarse con una corriente reciclada en una linea 38 para formar una corriente en una linea 37, se carga a una columna de xileno 39. La columna de xileno 39 está diseñada para volver a enviar una corriente de alimentación en una linea 40 a la zona de separación de para-xileno 43 para obtener niveles muy bajos de concentración de alquiloaromáticos C9 (Ag) · Los compuestos A9 pueden acumularse en una trayectoria cerrada de circulación desorbente dentro de la zona de separación de para-xileno 43, por lo que es más eficiente eliminar este material corriente arriba en la columna de xileno 39. La corriente de alimentación superior en la linea 40 desde la columna de xileno 39 se carga directamente a la zona de separación de para-xileno 43. El material desde la parte inferior de la columna de xileno 39 es extraído como corriente rica en alquiloaromáticos C9 y Ci0 a través de la linea 41, que luego es enviada a la zona de transalquilación 36 para la producción de xilenos y benceno adicionales. La corriente en la línea 41 tomada como corriente de atajo en la columna de xileno (que elimina una columna de aromáticos pesados) queda realmente incorporada por el catalizador de transalquilación estabilizado con metal. Ya no es necesaria una columna separada que realiza una división rigurosa para mantener fuera de la corriente de precursores de coque como metil indano o naftaleno, puesto que el catalizador de transalquilación estabilizado con metal puede manejarlos. Todo material Cu+ restante es rechazado del fondo de la columna de xileno 39 mediante una línea 42. Otra modalidad es simplemente enviar toda la corriente inferior de la columna de xileno a la unidad de transalquilación en vez de a la corriente de atajo. Alternativamente, desea producir orto-xileno en el complejo, la columna de xileno está diseñada para dividir entre meta- y orto-xileno, y dejar caer una cantidad específica de ortoxileno al fondo. El fondo de la columna de xileno es entonces enviada a una columna de ortoxileno (no se muestra), donde se recupera en la parte superior un producto de ortoxileno de alta pureza. Se extrae material de la parte inferior de la columna de ortoxileno como corriente rica en alquiloaromáticos Cg y Cío para enviarse a la unidad de transalquilación. Todo material Cn+ restante es eliminado desde el fondo de la columna de ortoxileno. La zona de separación de para-xileno 43 puede basarse en un proceso de cristalización fraccional o un proceso de separación por adsorción, y ambos con bien conocidos en la técnica, y preferiblemente está basado en el proceso de separación por adsorción. Esta separación por adsorción puede recuperar un 99 por ciento del peso de para-xileno puro en una linea 44, con una alta recuperación por paso. Todo tolueno residual en la alimentación a la unidad separación es extraído junto con el para-xileno, se fracciona en una columna de terminado dentro de la unidad, y luego se recicla opcionalmente a la columna de eliminación de la unidad de transalquilación 52. Así, los refinados desde la zona de separación de para-xileno 43 queda casi totalmente despojada de para-xileno, a un nivel de menos del 1 por ciento del peso. Los refinados son enviados por una línea 45 a la unidad de isomerización de alquiloaromát icos 51, donde se produce para-xileno adicional al restablecer una distribución en equilibrio o casi en equilibrio de isómeros de xileno. Todo el etilbenceno en los refinados de la unidad de separación de para-xileno se convierten en xilenos adicionales o se convierten en benceno por desalquilación, dependiendo del tipo de catalizador de isomerización que se utilice . En la unidad de isomerización de alquiloaromáticos 51, se pone la corriente de refinados en la línea 45 en contacto con un catalizador de isomerización en condiciones de isomerización . El catalizador de isomerización está típicamente compuesto por un componente de filtro molecular, un componente metálico y un componente de óxido inorgánico. La elección del componente de filtro molecular permite tener control sobre el funcionamiento del catalizador entre la isomerización de etilbenceno y la desalquilación de etilbenceno, dependiendo de la demanda general de benceno. En consecuencia, el filtro molecular puede ser un aluminosilicato zeolítico o un filtro molecular no zeolitico. El componente de aluminosilicato zeolítico (o zeolita) típicamente es una zeolita pentasil, que incluye las estructures de MFI, MEL, MTW, MTT y FER (Comisión IUPAC para la Nomenclatura de Zeolitas), una beta zeolita, o una mordenita. El filtro molecular no zeolítico es típicamente uno o más de los tipos de estructura AEL, especialmente SAPO-11, o uno o más de los tipos de estructura ATO, especialmente APSO-31, según el "Atlas of Zeolite Structure Types" (Editorial Butterworth-Heineman, Boston, Mass., EE.UU., 3a edición, 1992). El componente metálico es típicamente un componente de metal noble, y puede incluir un componente modificador de metal básico además del metal noble, o en vez del metal noble. El metal noble es un metal del grupo del platino seleccionado de entre platino, paladio, rodio, rutenio, osmio e iridio. El metal básico está seleccionado del grupo que consiste en renio, estaño, germanio, plomo, cobalto, níquel, indio, galio, zinc, uranio, disprosio, talio y mezclas de estos. Se puede combinar el metal básico con otro metal básico, o con un metal noble. Las cantidades adecuadas en el catalizador de isomerización varían de entre 0.01 a 10 por ciento del peso, donde se prefiere el rango de entre 0.1 a 3 por ciento del peso. Las cantidades adecuadas de zeolita en el catalizador varían de 1 a 99 por ciento del peso, preferiblemente entre 10 a 90 por ciento del peso, y más preferiblemente entre 25 a 75 por ciento del peso. El balance del catalizador está compuesto de aglutinante de óxido inorgánico, preferiblemente alúmina. En US-A-4, 899, 012, se revela un catalizador de isomerización para utilizarse en la presente invención, cuyas enseñanzas se incorporan a la presente por referencia.. La condiciones típicas de isomerización incluyen una temperatura en el rango de entre 0 y 600 "C y una presión entre la atmosférica y 50 kg/cm3. La velocidad especial líquida horaria de hidrocarburos de la carga de alimentación respecto al volumen de catalizador es de entre 0.1 y 30 hr"1. El hidrocarburo se pone en contacto con el catalizador mezclado con una corriente que contiene hidrógeno gaseoso en una línea 46, a una proporción molar de hidrógeno contra hidrocarburo de entre 0.5:1 y 15:1 o más, y preferiblemente una proporción de entre 0.5 y 10. Si se utilizan condiciones de fase líquida para la isomerización, entonces no se añade hidrógeno a la unidad. Se envía el efluente desde la unidad de isomerización 51 a través de una línea 47 a una columna desheptanizadora 48. Si es necesario, se trata una corriente de fondo en una línea 49 desde la desheptanizadora 48 para eliminar olefinas, en una unidad de saturación de definas 50 con los métodos de saturación de olefinas anteriormente descritos. Una alternativa es instalar la unidad de saturación de olefinas 50 después de la unidad de isomerización 51 y utilizar la columna desheptanizadora 48 para eliminar el hidrógeno residual. Si el catalizador utilizado en la unidad de isomerización 51 es del tipo de desalquilación de etilbenceno, entonces la saturación de olefinas puede ser innecesaria. La corriente del fondo de la desheptanizadora en la línea 49, tras el tratamiento de olefinas, se vuelve a reciclar a la columna de xileno 39 a través de la línea 38. De esta manera, todos los aromáticos C8 se reciclan continuamente dentro de la sección de recuperación de xilenos del complejo hasta que salen del complejo de aromáticos como para-xileno, benceno y opcionalmente ortoxileno. La parte superior de la desheptanizadora normalmente es vuelta a reciclar mediante la línea 18 hacia la unidad reformadora desbutanizadora para la recuperación de benceno residual. Alternativamente, el líquido de la parte superior es vuelto a reciclar a la columna de eliminación de la unidad de transalquilación 52. Por consiguiente, el complejo de aromáticos de la presente invención presenta excelentes beneficios económicos. Estos perfeccionamientos resultan en un complejo de aromáticos con ahorros dentro de los limites de la curva de costos de batería, y mejora las ganancias sobre la inversión en tal complejo.

Claims

REIVINDICACIONES 1. Un proceso para producir benceno y para-xileno a partir de una corriente catalítica de reformados que comprende los pasos de: (a) proporcionar opcionalmente la corriente de reformados a una primera zona de saturación de olefinas, donde se pone la corriente en contacto con un catalizador de saturación de olefinas bajo condiciones de saturación de olefinas para producir una corriente de reformados con tratamiento de olefinas; (b) combinar la corriente de reformados con cuando menos una porción de una corriente de productos de transalquilacion para formar una corriente mezclada; (c) separar la corriente mezclada del paso (b) en una zona de fraccionación benceno-tolueno para producir una corriente rica en benceno, una corriente rica en tolueno, y una corriente rica en xilenos; (d) pasar la corriente rica en benceno a una zona de destilación extractiva para producir una corriente de refinados y un benceno producto que es recuperado como una corriente producto del proceso; (e) combinar la corriente rica en tolueno con una corriente desde una columna de xileno rica en alquiloaromáticos C9 y Cío; (f) pasar las corrientes combinadas del paso (e) a una zona de transalquilacion, donde las corrientes se ponen en contacto con un catalizador de transalquilación estabilizado con metal bajo condiciones de transalquilacion para producir la corriente producto de transalquilación del paso (b) ; (g) separar la corriente rica en xilenos del paso (c) en una zona de fraccionación de xileno para producir una corriente superior de xileno y la corriente de una columna de xileno rica en alquiloaromáticos C9 y Cío del paso (e) ; y (h) pasar la corriente superior de xileno a un zona de separación de para-xileno, donde el para-xileno se concentra en una corriente producto rica en para-xileno que se recupera como una corriente producto de este proceso .
2. El proceso de la reivindicación 1, donde la corriente de reformados es producida a partir de una carga de alimentación de nafta: proporcionando una corriente de carga de alimentación de nafta a una zona de hidrotratamiento, que pone la carga de alimentación en contacto con un catalizador de hidrotratamiento bajo condiciones de hidrotratamiento para producir una corriente de nafta hidrotratada; se hace pasar la corriente de nafta hidrotratada a una zona de reformación y se pone en contacto con un catalizador reformador bajo condiciones de reformación para producir una corriente catalítica de reformados que comprende componentes aromáticos e hidrocarburos ligeros; se combina la corriente catalítica de reformados con una corriente líquida superior eliminadora de transalquilación, y las corrientes combinadas se separan en una zona desbutanizadora de fraccionación que produce una corriente producto de hidrocarburos ligeros que se extrae del proceso y una corriente aromática desbutanizada como corriente de reformados; una corriente eliminadora de fondos de transalquilación proporciona cuando menos una porción de la corriente producto de zona de transalquilación en la corriente mezclada; se separa la corriente producto de en una zona de fraccionación eliminadora de t ansalquilación para producir la corriente liquida superior eliminadora de transalquilación y la corriente eliminadora de fondos de transalquilación; se combina la corriente rica en xilenos con una corriente desheptanizadora de fondos, y se separan las corrientes combinadas en la zona de fraccionación de xileno que adicionalmente produce una corriente de fondos rica en alquiloaromáticos Cu que se elimina del proceso; se pasa la corriente superior divisora de xileno a la zona de separación de para-xileno que adicionalmente produce una corriente efluente de paraxileno en una zona separada que comprende metaxileno; se pasa la corriente efluente de paraxileno en una zona separada a una zona de isomerización de xileno y se pone en contacto con un catalizador de isomerización en condiciones de isomerización para producir un producto de isomerización; se separa el producto de isomerización en una zona desheptanizadora de fraccionación que comprende cuando menos una columna desheptanizadora y opcionalmente cuando menos una zona de saturación de olefinas; y la zona desheptanizadora de fraccionación produce la corriente desheptanizadora de fondos.
3. El proceso de la reivindicación 2, donde la zona desheptanizadora produce adicionalmente una corriente liquida superior, y se combina la corriente catalítica de reformados y la corriente líquida superior de eliminación de transalquilación con la corriente líquida superior de la desheptanizadora .
4. El proceso de cualquiera de las reivindicaciones 1 a 3, donde el catalizador de saturación de olefinas comprende un componente de níquel o del grupo del platino y un componente de óxido inorgánico, y donde las condiciones de saturación de olefinas comprenden una de entre 20 y 200°C, una presión de entre 5 y 70 kg/cm2 y una proporción estequiométrica de hidrógeno contra olefinas de entre 1:1 y 5:1.
5. El proceso de cualquiera de las reivindicaciones 1 a 3, donde el catalizador de transalquilación estabilizado con metal comprende un componente de zeolita, un componente metálico y un componente de óxido inorgánico, y donde el componente metálico está preferiblemente seleccionado del grupo que consiste en platino, paladio, rodio, rutenio y osmio, e iridio, renio, estaño, germanio, plomo, cobalto, níquel, indio, galio, zinc, uranio, disprosio, talio y mezclas de estos, y el componente seleccionado del grupo de metales es preferiblemente renio.
6. El proceso de la reivindicación 5, donde el componente de zeolita está seleccionado del grupo que consiste en una pentasil zeolita, una beta zeolita, una zeolita mordenita o mezclas de estos, y donde el componente de zeolita es preferiblemente mordenita, y más preferiblemente el componente de óxido inorgánico es alúmina.
7. El proceso de cualquiera de las reivindicaciones 1 a 3, donde las condiciones de transalquilación comprenden una temperatura de entre 200 y 5 0°C, una presión de entre 1 y 60 kg/cm2, y una velocidad espacial liquida horaria de entre 0.1 y 20 hr"1.
8. El proceso de las reivindicaciones 2 o 3, donde el catalizador de hidrotratamiento comprende un componente de óxido de cobalto u óxido de níquel, un componente de óxido de molibdeno u óxido de tungsteno, y un componente de soporte de óxido inorgánico, y donde las condiciones de hidrotratamiento comprenden una velocidad espacial líquida horaria de entre 1.0 y 5.0 hr"1, una proporción de hidrógeno contra carga de alimentación de nafta de entre 50 y 135 Nm /m3, y una presión de entre 10 y 35 kg/cm2.
9. El proceso de las reivindicaciones 2 o 3, donde las condiciones de reformación comprenden una velocidad espacial líquida horaria de entre 1.0 y 5.0 hr"1, una proporción de hidrógeno contra hidrocarburos de entre 1 y 10 moles de hidrógeno por mole de nafta, y una presión de entre 2.5 y 35 kg/cm2.
10. El proceso de las reivindicaciones 2 o 3, donde la zona de fraccionación desbutanizadora comprende cuando menos una columna estabilizadora y cuando menos una zona de saturación de olefinas, y preferiblemente la zona de saturación de olefinas comprende un catalizador de níquel y alúmina .
11. El proceso de las reivindicaciones 2 o 3, donde el catalizador de isomerización comprende un componente de filtro molecular, un componente metálico, y un componente de óxido inorgánico, y donde las condiciones de isomerización comprenden una temperatura en el rango de entre 0 y 600°C, una presión entre atmosférica y 50 kg/cm3, y una velocidad espacial líquida horaria de hidrocarburos de entre 0.1 y