ES2213833T3 - Hidrogenacion selectiva de aromaticos en corrientes de hidrocarburos. - Google Patents
Hidrogenacion selectiva de aromaticos en corrientes de hidrocarburos.Info
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Abstract
LA INVENCION SE REFIERE A UN PROCEDIMIENTO DE HIDROGENACION DE UNA SUSTANCIA AROMATICA SELECCIONADA, COMO UN BENCENO CONTENIDO EN UNA CORRIENTE DE NAFTA, A CICLOHEXANO. EN DICHO PROCEDIMIENTO, EL REACTOR DE COLUMNA DE DESTILACION (10) SE HACE FUNCIONAR DE FORMA QUE LA NAFTA QUE CONTIENE EL BENCENO SE MANTIENE EN EL LECHO CATALIZADOR, CON LO QUE PRACTICAMENTE SOLO SE HIDROGENA BENCENO. EL REACTOR FUNCIONA A UNA PRESION A LA CUAL LA MEZCLA DE REACCION ESTA EN EBULLICION BAJO PRESION PARCIAL DE HIDROGENO BAJA, DEL ORDEN DE APROX. 0,1 PSI A MENOS DE 70 PSI ABSOLUTOS, A UNA PRESION MANOMETRICA DE 0 A 350 PSI. EL CATALIZADOR SE PROPORCIONA EN FORMA DE ESTRUCTURA DE DESTILACION CATALITICA (12), DE FORMA QUE LA REACCION TRANSCURRE SIMULTANEAMENTE CON LA DESTILACION. UNA PORCION DE LOS DESTILADOS SALIENTES DE LA PARTE ALTA SE DEVUELVEN EN FORMA DE REFLUJO A LA COLUMNA, PARA PROPORCIONAR UNA FUENTE DE ENFRIAMIENTO AL INTERIOR DEL LECHO CATALITICO Y LA CONDENSACION SIMULTANEA DE UNA PARTE DE LA MATERIA GASEOSA INCLUIDA EN DICHO LECHO.
Description
Hidrogenación selectiva de aromáticos en
corrientes de hidrocarburos.
Esta invención se refiere a la hidrogenación
selectiva de benceno en una corriente, tal como nafta, para
producir ciclohexano y reducir el contenido en benceno. De manera
más particular, la invención se refiere a un proceso en el que la
hidrogenación del benceno y la separación del producto ciclohexano
mediante destilación se llevan a cabo simultáneamente en una columna
de destilación con reacción. De forma más particular, la invención
se refiere a un proceso en el que el benceno está contenido en una
corriente de nafta ligera procedente de un proceso de craqueo o
procedente de un reformador catalítico en el que la corriente
también contiene tolueno. De forma más particular, la invención se
refiere a un proceso para la hidrogenación del benceno contenido en
una corriente de nafta ligera con muy poca hidrogenación del tolueno
o de otros compuestos aromáticos.
La reducción del contenido en plomo de las
gasolinas y la prohibición del uso de compuestos antidetonantes
compuestos por plomo en la gasolina han levado a la investigación
de otras vías para mejorar el número de octano de la mezcla de
componentes que forman la gasolina. Las alternativas a la
utilización de los antidetonantes compuestos por plomo son procesos
químicos y el uso de otros aditivos.
Un proceso habitual usado desde antiguo en las
refinerías para mejorar la materia prima nafta a gasolina con un
alto índice de octano es la reforma catalítica. En la reforma
catalítica, la materia prima nafta teniendo un punto de ebullición
de entre aproximadamente 46 y 177ºC (115-350ºF) se
hace pasar sobre un catalizador de metal noble soportado sobre
alúmina a una temperatura elevada de entre aproximadamente 493 a
510ºC (920-959ºF) y una presión moderada de entre
aproximadamente 1480 a 3894 kpa (200-550 psig). El
catalizador "reforma" las estructuras moleculares de los
hidrocarburos contenidos en la materia prima nafta mediante la
eliminación de hidrógeno y la reordenación de la estructura de las
moléculas, de forma que se mejora el índice de octano de la nafta.
Sin embargo, el incremento en el índice de octano también reduce el
volumen líquido de la nafta, puesto que se incrementa el peso
específico.
Debido a la multiplicidad de compuestos en la
materia prima nafta, son numerosas las reacciones reales que se
producen en el reformado catalítico. Sin embargo, algunos de los
muchos productos resultantes son compuestos de arilo o aromáticos,
todos los cuales exhiben altos índices de octano. Los compuestos de
arilo producidos dependen de los materiales de partida que en una
refinería se controlan mediante el intervalo de puntos de
ebullición de la nafta usada y de la fuente de crudo de petróleo
usada. El producto "reformado" procedente de un proceso de
reformado catalítico se denomina normalmente reformado y se separa a
menudo en dos fracciones por destilaciones
convencionales-un reformado ligero teniendo un
intervalo de puntos de ebullición de entre aproximadamente 46 a
121ºC (115-250ºF) y un reformado pesado teniendo un
intervalo de puntos de ebullición de entre aproximadamente 121 a
177ºC (250-350ºF). Los compuestos de arilo de cada
fracción son de esta manera dependientes de sus puntos de
ebullición. El punto de ebullición más bajo o los compuestos de
arilo más ligeros, por ejemplo, benceno, tolueno y xilenos, están
contenidos en el reformado ligero y los compuestos de arilo con el
punto de ebullición más alto están contenidos en el reformado
pesado.
El reformado ligero es aquella porción que se
incluye en la gasolina. Hasta la disposición de la U.S. EPA
requiriendo una eliminación de la mayor parte del benceno de la
gasolina (los requisitos generales para la gasolina reformulada
especifican un máximo del 1% en volumen de benceno) esta era una
solución para la eliminación del plomo. En la actualidad, el
benceno se debe eliminar o convertir a componentes más benignos,
aunque manteniendo el índice de octano de la gasolina. Un medio
efectivo para conseguir esto es alquilar el benceno, si embargo las
corrientes de olefina a este efecto pueden ser caras o emplearse de
otra forma.
La hidrogenación del benceno es una alternativa
para eliminar estos compuestos aromáticos de las corrientes de
gasolina. Un ejemplo de este proceso se describe por Hsieh y col.,
en la Patente de los Estados Unidos Nº 5.210.348 en la que se usa
en solitario la hidrogenación de la fracción benceno o en
combinación con la alquilación.
Peterson en la Patente de los Estados Unidos Nº
2.373.501 describe un proceso en fase líquida para la hidrogenación
del benceno a ciclohexano en la que se mantiene un diferencial de
temperatura entre la parte superior del lecho catalizador donde el
benceno se alimenta y la salida de la que se extrae el ciclohexano
sustancialmente puro. El diferencial de temperatura se debe a la
variación en el calor exotérmico desprendido de la reacción cuanto
menos y menos benceno se convierte a medida que la concentración de
benceno disminuye. El hidrógeno se suministra en contracorriente al
caudal de benceno/ ciclohexano. se disponen en el interior del
reactor serpentines para controlar la temperatura para mantener el
diferencial de temperatura si el calor exotérmico de la reacción no
es suficiente, o para enfriar el lecho si se libera demasiado calor.
Peterson reconoce que aunque la mayor parte de esta reacción tiene
lugar en la fase líquida, se puede vaporizar una parte del benceno
y el ciclohexano, especialmente cerca de la parte superior del
reactor donde la concentración de benceno es mayor y la conversión
es mayor. Se proporciona un condensador de reflujo para condensar
el material condensable para su devolución al reactor. De esta
manera, una parte sustancial del calor de reacción se elimina por
condensación de los reactantes vaporizados a través de la
reacción.
Larkin y col., en la Patente de los Estados
Unidos Nº 5.189.233 describen otro proceso en fase líquida para la
hidrogenación del benceno a ciclohexano. Sin embargo, Larkin y col.
utilizan presión alta de 17.339 kPa (2.500 psig) para mantener los
reactivos en estado líquido. De manera adicional, Larkin y col.,
describen el uso de un catalizador progresivamente más activo a
medida que la concentración de benceno disminuye para controlar las
temperaturas y reacciones secundarias no deseadas.
Hui y col., en la Patente de los Estados Unidos
Nº 4.731.496 describen un proceso en fase gaseosa para la
hidrogenación del benceno a ciclohexano sobre un catalizador
específico. El catalizador presentado en dicha invención es níquel
soportado sobre una mezcla de dióxido de titanio y dióxido de
zirconio.
El reactor en flujo pistón o de único paso para
la hidrogenación del benceno en una corriente de nafta tiene como
inconveniente el problema de la hidrogenación indiscriminada de
todos los compuestos aromáticos que pueden contribuir a una mejora
en el índice de octano.
La presente invención comprende un proceso para
la hidrogenación selectiva de compuestos aromáticos, por ejemplo,
benceno, contenidos en una corriente con mezcla de hidrocarburos
comprendiendo: (a) alimentar una corriente de hidrocarburos
conteniendo una pluralidad de compuestos aromáticos a una columna
de destilación reactiva en su zona de alimentación; (b) alimentar
una corriente de gas conteniendo hidrógeno a la mencionada zona de
alimentación; y (c) en corriente paralela en la mencionada columna
de destilación reactiva: (1) poner en contacto la mencionada
corriente con mezcla de hidrocarburos y la mencionada corriente de
gas con un catalizador de hidrogenación en lecho fijo, en una zona
de reacción bajo condiciones de hidrogenación para formar una mezcla
de reacción conteniendo líquido; y (2) fraccionar la mencionada
mezcla de reacción para: (i) mantener una fracción seleccionada
comprendiendo al menos uno y menos que todos los mencionados
compuestos aromáticos en la zona de reacción mediante el ajuste de
la presión y temperatura en la mencionada columna de destilación
reactiva para hacer reaccionar de forma selectiva al menos una
porción de la misma con el mencionado hidrógeno para formar una
mezcla de reacción conteniendo compuestos cíclicos saturados,
hidrógeno sin reaccionar, y compuestos aromáticos sin reaccionar; y
(ii) separar los compuestos cíclicos saturados resultantes de los
compuestos aromáticos sin reaccionar.
La corriente de hidrógeno se encuentra a una
presión parcial efectiva de hidrógeno de al menos aproximadamente
0,7 hasta menos de aproximadamente 483 kPa (0,1 psia a menos de 70
psia), preferiblemente menos de 344 Kpa en el intervalo de 14 a 172
kPa (2 a 25 psia), o 14 a 207 kPa (2 a 30 psia).
En el proceso para eliminar el benceno, la
corriente conteniendo benceno y el hidrógeno se alimentan a una
columna de destilación reactiva conteniendo un catalizador de
hidrogenación que es un componente de la estructura de la
destilación, y operando la columna de destilación reactiva de forma
que el benceno se mantenga en el lecho catalítico con el objetivo
de hidrogenar sustancialmente todo el benceno.
La Fig. 1 es un diagrama de flujo de una forma de
realización de la invención.
El material catalítico empleado en el proceso de
hidrogenación está en una forma que pueda servir como relleno de
destilación. Dicho de otra forma, el material catalítico es un
componente del sistema de destilación que funciona a la vez como
catalizador y como relleno de destilación, es decir, un relleno para
una columna de destilación que se emplea en la destilación y que
tiene a la vez una función catalítica. El catalizador se prepara en
la forma de una estructura catalítica para destilación. De manera
más particular, el catalizador de hidrogenación es generalmente un
metal soportado sobre un excipiente de alúmina en la forma de
extruídos o esferas. Los extruídos o esferas se colocan en
contenedores porosos y se soportan adecuadamente en la columna de
destilación reactiva para permitir que el vapor fluya a través del
lecho, proporcionando por tanto un área suficiente para el contacto
catalítico.
Entre los metales conocidos como catalizadores de
la reacción de hidrogenación están platino, renio, cobalto,
molibdeno, níquel, tungsteno y paladio. Generalmente, las formas
comerciales de catalizador emplean óxidos de dichos metales sobre
un soporte. El óxido se reduce a la forma activa bien antes de su
uso mediante un agente reductor o bien durante el uso mediante el
hidrógeno de la alimentación. Estos metales también catalizan otras
reacciones, la más notable es la deshidrogenación a alta
temperatura.
Para proporcionar el deseado grado de control en
la temperatura y en el tiempo de residencia, se proporciona un
proceso y aparato en el que el líquido de la reacción hierve en el
interior de una columna de destilación reactiva. Se extrae la
cabeza y se condensa, y se retoma parte del condensado a la columna
de destilación reactiva en forma de reflujo. La ventaja de este
proceso es que debido al reflujo continuo una parte del compuesto
aromático seleccionado está siempre condensando en la estructura
del catalizador.
Sin limitar el alcance de la invención, se
propone que el mecanismo que produce la eficacia del presente
proceso es la condensación de una parte de los vapores en el
sistema de reacción, lo que ocluye suficiente hidrógeno en el
líquido condensado para obtener el requisito de contacto íntimo
entre el hidrógeno y el compuesto aromático seleccionado, por
ejemplo benceno, en la presencia del catalizador para producir su
hidrogenación. De forma adicional, la vaporización de la
alimentación líquida elimina una parte sustancial del calor de la
reacción exotérmica. Puesto que el líquido está en su punto de
ebullición en el reactor, puede controlarse la temperatura mediante
la presión. Un incremento en la presión incrementa la temperatura y
una disminución en la presión, disminuirá la temperatura.
El sistema de reacción se puede describir como
heterogéneo ya que el catalizador permanece como una entidad
separada. Se puede usar cualquier catalizador para hidrogenación
adecuado, por ejemplo el Grupo VIII de metales de la Tabla
Periódica de los elementos como el principal componente catalítico,
en solitario o con promotores y modificadores tales como paladio/
oro, paladio/ plata, cobalto/ zirconio, níquel depositado de forma
preferente sobre alúmina, ladrillo refractario, pumita, carbón,
sílice, resina y similares.
Una estructura catalítica preferida para la
hidrogenación del benceno comprende al menos una pluralidad de
elementos tubulares de malla abierta semirígida, flexible
entrelazados con un material catalítico particulado (componente del
catalizador) y cerrado herméticamente en ambos extremos, asociado
íntimamente con y soportado por un tamiz en malla de alambre
enrollado en una espiral teniendo un eje longitudinal, dicho
elemento tubular estando instalado en un ángulo respecto del eje
longitudinal formando de ese modo un paquete como se describe en
detalle en la Patente de los Estados Unidos Nº 5.431.890.
El elemento tubular de malla abierta semirígida
flexible entrelazado con un material catalítico particulado tiene
preferiblemente un elemento de fijación cada 25 a 508 mm
(1-20 pulgadas) a lo largo de la longitud del tubo
para formar una unión múltiple formando la estructura de
destilación catalítica. Las uniones formadas por los elementos de
fijación pueden estar espaciadas de modo uniforme o irregular.
El conjunto que forma las estructuras de
destilación catalítica está formado colocando al menos un elemento
tubular sobre la parte superior del tamiz en malla de alambre, tal
como un alambre eliminador de nieblas, en una disposición diagonal,
de tal forma que cuando el tamiz en malla de alambre está enrollado
alrededor, la estructura enrollada proporciona una nueva y mejorada
estructura de destilación catalítica. Las formas de realización
adicionales incluyen múltiples ordenamientos superpuestos
alternando tamices en malla de alambre y elementos tubulares que se
enrollan en un nuevo conjunto formando la estructura de destilación
catalítica. Los elementos tubulares de las capas alternantes están
enrollados preferiblemente sobre el tamiz en malla de alambre en
direcciones opuestas, de forma tal que sus trayectorias se cruzan.
Cada elemento tubular define una espiral en el interior del
conjunto.
El componente catalizador puede tener diversas
formas. En el caso de material catalítico particulado, generalmente
el polvo de flujo descendente de 60 mm a aproximadamente 1 mm, está
encerrado en un contenedor poroso tal como un tamiz de alambre, o
malla polimérica. El material usado para fabricar el contenedor
debe ser inerte a los reactivos y condiciones en el sistema de
reacción. El tamiz de malla de alambre debe ser de aluminio, acero,
acero inoxidable y similares. La malla de polímero puede ser de
nylon, teflón o similares. La malla o fibras por unidad de longitud
del material usado para fabricar el contenedor es tal que el
catalizador queda retenido en él y no puede pasar a través de las
aberturas del material. Pueden usarse partículas de catalizador de
aproximadamente 0,15 mm de tamaño o pueden emplearse en forma de
polvo y pueden emplearse partículas de diámetro de hasta
aproximadamente 6,35 mm (1/4 de pulgada) en dichos
contenedores.
Una nafta típica conteniendo benceno es un
reformado ligero teniendo las siguientes características:
| Análisis de reformado ligero típico | |
| Componente | % en peso |
| C_{3} a C_{6} no aromáticos | 55.5 |
| Benceno | 9,5 |
| Tolueno | 32,5 |
| Etilbenceno + Xilenos | 2,0 |
| C_{9} aromáticos | 0,2 |
| C_{10} aromáticos | 0,2 |
| C_{11} aromáticos | 0,2 |
Aunque se podrá apreciar que el análisis del
reformado ligero depende de la composición de la materia prima
nafta, todos los reformados ligeros contienen alguno de los
compuestos arilo mostrados anteriormente en mayor o menor
extensión.
La relación molar de hidrógeno a benceno que
alimenta la columna de destilación reactiva está preferiblemente
entre 2:1 y 41:1.
La hidrogenación del benceno es una reacción
exotérmica. En el pasado se ha controlado la temperatura por
detención brusca en puntos estratégicos en el interior de un
reactor por adición de hidrógeno frío. La adición del hidrógeno
también funciona para mantener un exceso molar de hidrógeno en el
interior del reactor para prevenir la coquización y otras
reacciones secundarias indeseables. Se cree que en la presente
reacción catalítica con destilación existe un primer beneficio
debido a que, puesto que la reacción ocurre al mismo tiempo que la
destilación, los productos iniciales de la reacción y otros
componentes de la corriente se eliminan de la zona de reacción tan
rápidamente como sea posible reduciendo la probabilidad de
reacciones secundarias. Segundo, debido a que todos los componentes
están hirviendo, la temperatura de reacción se controla por el
punto de ebullición de la mezcla a la presión del sistema. El calor
de reacción crea únicamente mayor ebullición, pero sin aumentar la
temperatura a una presión dada.
Esencialmente, la columna de destilación reactiva
funciona como un divisor, con el C_{6} y el material ligero
saliendo por la cabeza y el C_{7} y el material más pesado
saliendo por las colas. En el proceso actual la temperatura se
controla operando el reactor a una presión dada para permitir la
vaporización de la mezcla de reacción. El calor de la reacción
exotérmica se disipa de esta forma mediante el calor latente de
vaporización de la mezcla. La porción vaporizada sale por la cabeza
y el material condensable condensa y se devuelve a la columna en
forma de reflujo.
El líquido descendente produce una condensación
adicional en el interior del reactor, como es normal en cualquier
destilación. El contacto del líquido condensante en el interior de
la columna proporciona una excelente transferencia de materia para
disolver el hidrógeno en el interior del líquido de reacción y se
produce transferencia en corriente paralela de la mezcla de reacción
a los puntos catalíticos. Se cree que este modo de operación
condensante da como resultado la excelente conversión y
selectividad de este proceso y permite operaciones a menores
presiones parciales de oxígeno y temperaturas de reacción. Un
beneficio adicional que esta reacción puede obtener de la
destilación catalítica es el efecto de lavado que proporciona el
reflujo interno al catalizador reduciendo tanto la polimerización
como la coquinación. El reflujo interno puede variar en el
intervalo de 0,2 a 20 L/d (peso del líquido justo por debajo del
lecho catalizador/peso del destilado) lo que proporciona excelentes
resultados.
Un beneficio particularmente inesperado del
presente proceso se centra en la combinación entre destilación y
reacción que se produce en la columna. El reformado comprende una
mezcla de compuestos orgánicos aromáticos con puntos de ebullición
en un intervalo. El producto resultante de la hidrogenación puede
hacerse a medida ajustando la temperatura de la columna para
fraccionar el reformado alimentado en paralelo con la reacción del
hidrógeno y el compuesto aromático, y la destilación del producto
de la hidrogenación. Se puede conseguir cualquier corte que esté
dentro de la capacidad del equipo. Por ejemplo, la parte final
ligera del reformado junto con el ciclohexano puede salir por la
cabeza, los más pesados como el tolueno se extraen en colas mientras
que se mantiene una elevada concentración de benceno en la parte de
la columna conteniendo la estructura de destilación catalítica. La
localización del lecho catalítico también se puede hacer a medida
para conseguir óptimo resultado.
La presente invención lleva a cabo el
procedimiento en una columna con relleno de catalizador que como
puede apreciarse contiene una fase vapor y algo de fase líquida
como en cualquier destilación. La columna de destilación reactiva
se opera a una presión tal que la mezcla de reacción ebulle en el
lecho del catalizador. El presente proceso opera a una presión de
cabeza para la mencionada columna de destilación reactiva en el
intervalo entre 0 y 2515 kPa (0 y 350 psig), preferiblemente 1825
kPa (250 psig) o menos deseablemente de 343 a 929 kPa (de 35 a 120
psig), y temperaturas en la zona de cola de la mencionada
destilación reactiva en el intervalo de 38 a 260ºC (100 a 500ºF), de
forma preferible 66 a 204ºC (150 a 400ºF), por ejemplo 100 a 190ºC
(212 a 374ºF) a la presión parcial de hidrógeno requerida.
El peso de alimento en velocidad espacial horaria
(WHSV), que en la presente invención se debe entender que significa
el peso unitario de alimento por hora que entra en la columna de
destilación reactiva por peso unitario de catalizador en las
estructuras de destilación catalítica, puede variar en un muy amplio
rango dentro del resto de limitaciones, por ejemplo, 0,1 a 35.
Con el objetivo de mantener el benceno en un
reformado de nafta ligera en el interior del lecho catalizador, la
presión puede estar a 619 kPa (75 psig) para mantener una
temperatura de cabeza de aproximadamente 135ºC (275ºF), reflujo
medio de alrededor de 149ºC (300ºF) y una temperatura de colas de
aproximadamente 204ºC (400ºF). La temperatura en el lecho
catalizador estaría alrededor de los 132ºC (270ºF). La
hidrogenación se lleva a cabo principalmente con el benceno para
producir un componente de gasolina de propiedades deseadas (un
producto de colas conteniendo tolueno) que puede a continuación
recombinarse con el resto de los componentes del reformado. La
cabeza se puede condensar y fraccionar para recuperar el
ciclohexano. Esto no es posible con una hidrogenación en único paso
de los mismos componentes cuyo resultado no sería una mejora
discernible, puesto que se produciría una hidrogenación
indiscriminada de los compuestos aromáticos del reformado.
Refiriéndose ahora a la Fig. se muestra un
diagrama de flujo de una forma de realización de la invención. La
nafta ligera conteniendo benceno se alimenta a través de la
corriente 1 y el hidrógeno a través de la corriente 2, combinándose
ambos en la corriente 3, que alimenta el hidrógeno y la nafta por
debajo de la estructura de destilación catalítica 12 contenida en
la columna de destilación reactiva 10. El calor necesario para el
arranque y equilibrado del proceso se proporciona mediante la
circulación de la corriente de colas 4 a través del
re-hervidor 50 y la corriente de retorno 5. El
benceno ebulle en el lecho dónde reacciona con el hidrógeno para
formar una mezcla de reacción conteniendo el producto de reacción
ciclohexano, tolueno, xilenos e inertes. El calor de la reacción
exotérmica origina la ebullición adicional de la mezcla de reacción
con la fracción vaporizada dejando la columna en forma de cabeza
mediante la corriente 7. El hidrógeno que no haya reaccionado
también sale junto con la cabeza. La cabeza gaseosa conteniendo
ciclohexano, inertes e hidrógeno se hace pasar a través del
condensador 30 donde prácticamente todos los C_{6}- y el
ciclohexano se condensan. La corriente de cabeza se hace pasar a
continuación al colector/ separador 40 en el que el gas, que es
prácticamente hidrógeno, se separa y se recoge el líquido. El gas
se elimina mediante la corriente 9 para recirculación o uso
posterior en el proceso.
Una parte del líquido condensado se devuelve a la
columna de destilación en forma de reflujo a través de la corriente
8 lo que proporciona enfriamiento y condensación adicional al
interior de la columna. Los productos de cabeza se extraen mediante
la corriente 6. Las colas conteniendo tolueno y material
C_{7^{+}} se eliminan mediante la corriente 4 recirculándose una
porción a través del re-hervidor 50 y corriente 5.
Tanto la fracción C_{7^{+}} como la fracción C_{5^{-}} se
mantienen separadas de forma que puede conseguirse una combinación
óptima.
El presente proceso permite el uso de presiones
parciales de hidrógeno mucho menores y temperaturas ligeramente
inferiores a las de los procesos normales.
En los siguientes ejemplos, la presión de cabeza
se ajustó a voluntad, y el re-hervidor se cargó con
ciclohexano y se añadió calor. Cuando se alcanzó el diferencial
deseado entre la temperatura de la cabeza y la de la cola, se
estableció el caudal de alimento y comenzó a fluir el hidrógeno.
Tras un nivel determinado se detuvo el caudal de ciclohexano en el
colector de la cabeza, y la unidad funcionó a reflujo total durante
dos horas antes de que comenzara la alimentación del reformado. Se
determinó el líquido producido en cabeza para realizar el balance
de la columna.
[lote
259BzH2]
477 gramos del catalizador Crosfield
HTC-400 de níquel soportado sobre alúmina extruída
(níquel al 20% en peso) de 0,794 mm (1/32 pulgada) se cargaron en
el interior de los elementos tubulares y se organizaron en forma de
paquete como se ha descrito previamente, y se colocaron 6 m (20
pies) en el interior de una columna de destilación reactiva ID de
8,6 m (28 pies, 1 pulgada) con 0,6 m (2 pies) de espacio abierto
por debajo y 1,4 m (4,5 pies) de espacio abierto por encima del
lecho catalítico. Las condiciones y resultados se muestran en la
Tabla II a continuación. En este ejemplo se utilizó un reformado
ligero libre de tolueno (esencialmente una fracción C_{5} -
C_{6}), de manera que se recogieron colas
| Tiempo de la corriente, h | 393 | |
| Presión, kPa (psig) | 619 | (75) |
| Temperatura del catalizador, ºC (ºF) | 128 | (263) |
| Relación de reflujo interno | 3,2 | |
| Caudal de alimentación de líquido, kg/hr (lb/h) | 1,36 | (3,0) |
| Caudal de H_{2} gas m^{3}/h (scfh) | 0,51 | (18,0) |
| Relación molar H_{2}/Bz | 3,65 | |
| Caída de presión kPa (psi) | 1,5 | (0,21) |
| Análisis | Alimentación | Cabeza | Cola |
| Ciclohexano, % en peso | 0,22 | 22,48 | |
| Benceno, % en peso | 33,82 | 0,52 | |
| Caudal, kg/h (lb/h) | 1,36 (3,00) | 1,31 (2,88) | 0,005(0,01) |
Se convirtió el 98,5% del benceno en la
alimentación
[lote
1020BzH2]
6,8 kilogramos (quince libras) de Calcicat
E-475-SR esférico dimensionado
entre tamices teniendo aperturas de tamiz de 2,38 mm y 1,41 mm
respectivamente (malla 8 x 14) de catalizador de níquel soportado
sobre alúmina, (níquel al 54% en peso) se cargaron en los elementos
tubulares y se organizaron en forma de paquete como se ha descrito
previamente, y se colocaron en la parte inferior de 9,1 m (30 pies
)de una columna de destilación reactiva de 15,2 m (50 pies) de
altura y 76 mm (3'') de diámetro. Se usó como alimentación a la
unidad un reformado teniendo benceno al 5,35% en peso y tolueno al
21,16% en peso. Las condiciones y resultados se muestran en la
Tabla III a continuación
| Condiciones | ||
| Tiempo de la corriente, h | 276 | |
| Presión, kPa (psig) | 619 | (75) |
| Temperatura del catalizador, ºC (ºF) | 127-138 | (260-280) |
| Temperatura en la parte superior, ºC (ºF) | 135 | (275) |
| Temperatura en la parte inferior, ºC (ºF) | 187 | (368) |
| Relación de reflujo interno | 2,9 | |
| Caudal de alimentación de líquido, kg/hr (lb/h) | 65,3 | (144,0) |
| Caudal de cola de líquido, kg/h (lb/h) | 54,0 | (119,0) |
| Caudal de destilación, kg/h (lbs/h) | 10,7 | (23,5) |
\newpage
(Continuación)
| Condiciones | ||
| Caudal de ventilación, kg/h (lb/h) | 1,1 | (2,5) |
| Caudal de H_{2} gas m^{3}/h (scfh) | 6,23 m^{3}/ hr | (220,0) |
| Relación molar H_{2}/Bz | 4,85 | |
| Presión parcial de H_{2}, kPa (psi) | 195 | (28,3) |
| Análisis, % en peso | Alimentación | Cabeza | Cola |
| Ciclohexano | 0,43 | 20,88 | 1,75 |
| Benceno | 5,35 | 4,04 | 0,00 |
| Tolueno | 21,16 | 0,00 | 28,05 |
Conversión del benceno 87,9%
Claims (21)
1. Un procedimiento para hidrogenar compuestos
aromáticos seleccionados contenidos en una corriente de
hidrocarburo comprendiendo:
(a) alimentar una corriente de hidrocarburo
conteniendo una pluralidad de compuestos aromáticos a una columna
de destilación de reactor en su zona de alimentación;
(b) alimentar una corriente de gas conteniendo
hidrógeno a la mencionada zona de alimentación; y
(c) al mismo tiempo en la mencionada columna de
destilación del reactor:
(1) poner en contacto la mencionada corriente con
mezcla de hidrocarburos y la mencionada corriente de gas con un
catalizador de hidrogenación en lecho fijo, en una zona de reacción
bajo condiciones de hidrogenación para formar una mezcla de
reacción conteniendo líquido; y
(2) fraccionar la mencionada mezcla de reacción
para:
(i) mantener una fracción seleccionada
comprendiendo al menos uno y menos que todos los mencionados
compuestos aromáticos en la zona de reacción mediante el ajuste de
la presión y temperatura en la mencionada columna de destilación
reactiva para hacer reaccionar de forma selectiva al menos una
porción de las mismas con el mencionado hidrógeno para formar una
mezcla de reacción conteniendo compuestos cíclicos saturados,
hidrógeno sin reaccionar, y compuestos aromáticos sin reaccionar;
y
(ii) separar los compuestos cíclicos saturados
resultantes de los compuestos aromáticos sin reaccionar.
2. El procedimiento de acuerdo con la
reivindicación 1, en el que la mencionada reacción y destilación se
llevan a cabo al mismo tiempo en una zona de reacción destilación y
el mencionado catalizador comprende una estructura de
destilación.
3. El procedimiento de las reivindicaciones 1 ó
2, en el que la mencionada corriente de hidrocarburo comprende
benceno.
4. El procedimiento de la reivindicación 3, en el
que una fracción de la mencionada corriente de hidrocarburo
teniendo un punto de ebullición correspondiente al benceno se
mantiene en la mencionada zona de reacción destilación.
5. El procedimiento de la reivindicación 4, en el
que la fracción de punto de ebullición inferior de la mencionada
corriente de hidrocarburo se elimina de la mencionada columna de
destilación reactiva por la cabeza, mientras que la fracción de
punto de ebullición superior de la mencionada corriente de
hidrocarburo se elimina como colas de la mencionada columna de
destilación reactiva.
6. El procedimiento de acuerdo con las
reivindicaciones 1 ó 2 en el que la presión de cabeza de la columna
de destilación reactiva está comprendida entre 170 y 929 kPa (10 y
120 psig).
7. El procedimiento de acuerdo con la
reivindicación 6 en el que la temperatura de las colas de la
columna de destilación reactiva está comprendida entre 100 y 232ºC
(212 y 450ºF)
8. El procedimiento de acuerdo con las
reivindicaciones 1 ó 2 en el que la presión parcial de hidrógeno es
inferior a 483 kPa (70 psia).
9. El procedimiento de acuerdo con las
reivindicaciones 1 ó 2 en el que la presión parcial de hidrógeno
está comprendida entre 0,7 y 345 kPa (0,1 y 50 psias).
10. El procedimiento de acuerdo con las
reivindicaciones 1 ó 2 en el que la presión parcial de hidrógeno
está comprendida entre 14 y 207 kPa (2 y 30 psias).
11. El procedimiento de acuerdo con las
reivindicaciones 1 ó 2 en el que la presión de cabeza está
comprendida entre 0 y 2515 kPa (0 y 350 psig).
12. El procedimiento de acuerdo con la
reivindicación 2 en el que la mencionada estructura de destilación
catalítica comprende una primera pluralidad de elementos tubulares
de malla abierta semirígida flexible rellenos con material
catalítico particulado para hidrogenación, cerrados herméticamente
en ambos extremos, asociados íntimamente con, y soportados
mediante, un tamiz de malla de alambre enrollado en espiral
teniendo un eje longitudinal, estando ordenados los mencionados
elementos tubulares formando un ángulo con el eje longitudinal.
13. Un procedimiento de acuerdo con la
reivindicación 1, para la hidrogenación del benceno contenido en
una nafta con un amplio intervalo de puntos de ebullición,
comprendiendo las etapas de:
(a) alimentar una corriente de nafta C_{5} -
C_{8} conteniendo benceno, tolueno y xilenos con un amplio
intervalo de puntos de ebullición a una columna de destilación del
reactor en su zona de alimentación;
(b) alimentar una corriente de gas conteniendo
hidrógeno a la mencionada zona de alimentación; y
(c) al mismo tiempo en una zona de destilación
reactiva:
(1) poner en contacto la mencionada corriente de
nafta de amplio intervalo de puntos de ebullición y la mencionada
corriente de gas con un catalizador de hidrogenación en lecho fijo,
en una zona de reacción bajo condiciones de hidrogenación para
formar una mezcla de reacción; y
(2) fraccionar la mencionada mezcla de reacción
para:
(i) mantener una fracción comprendiendo benceno
contenido en la mencionada corriente de nafta de amplio intervalo
de puntos de ebullición en la zona de destilación reacción para
hacer reaccionar de forma selectiva al menos una porción del
mencionado benceno con el mencionado hidrógeno para formar una
mezcla de reacción conteniendo ciclohexano, benceno sin reaccionar,
hidrógeno sin reaccionar, tolueno sin reaccionar y xileno sin
reaccionar; y
(ii) separar el ciclohexano resultante y el
benceno del xileno y tolueno sin reaccionar.
(d) extraer la corriente de compuestos C_{7} y
más pesados conteniendo el tolueno y xilenos que no hayan
reaccionado de la columna de destilación reactiva en forma de
colas;
(e) extraer la corriente de compuestos C_{6} y
más ligeros conteniendo el ciclohexano de la columna de destilación
por la cabeza;
(f) condensar los compuestos C_{5} y más
pesados en la mencionada cabeza y separar cualquier gas que no haya
reaccionado de la mencionada cabeza; y
(g) hacer retornar una fracción de la mencionada
cabeza condensada a la mencionada columna de destilación reactiva
en forma de reflujo
14. El procedimiento de acuerdo con la
reivindicación 13 en el que prácticamente no se hidrogenan ni
tolueno ni xilenos.
15. El procedimiento de acuerdo con las
reivindicaciones 13 ó 14 en el que la presión de cabeza de la
columna de destilación reactiva está comprendida entre 170 y 929
kPa (10 y 120 psig).
16. El procedimiento de acuerdo con la
reivindicación 15 en el que la temperatura de las colas de la
columna de destilación reactiva está comprendida entre 100 y 232ºC
(212 y 450ºF).
17. El procedimiento de acuerdo con las
reivindicaciones 13 ó 14 en el que la presión parcial de hidrógeno
es inferior a 483 kPa (70 psia).
18. El procedimiento de acuerdo con las
reivindicación 17 en el que la presión parcial de hidrógeno está
comprendida entre 0,7 y 345 kPa (0,1 y 50 psia).
19. El procedimiento de acuerdo con la
reivindicación 18 en el que la presión parcial de hidrógeno está
comprendida entre 14 y 207 kPa (2 y 30 psia).
20. El procedimiento de acuerdo con las
reivindicaciones 13 ó 14 en el que la presión de cabeza está
comprendida entre 0 y 2515 kPa (0 y 350 psig).
21. El procedimiento de acuerdo con la
reivindicación 13 en el que la mencionada estructura de destilación
catalítica comprende en primer lugar una pluralidad de elementos
tubulares de malla abierta semirígida flexible rellenos con
material catalítico particulado para hidrogenación, cerrados
herméticamente en ambos extremos, asociados íntimamente con, y
soportados mediante, un tamiz de malla de alambre enrollado en
espiral teniendo un eje longitudinal estando ordenados los
mencionados elementos tubulares según un ángulo con el eje
longitudinal.
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| US08/711,101 US5856602A (en) | 1996-09-09 | 1996-09-09 | Selective hydrogenation of aromatics contained in hydrocarbon streams |
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