MX2007008179A - Metodo para la produccion de propeno a partir de propano. - Google Patents

Abstract

A) Se preparo una corriente de alimentacion que contiene propano, B) la corriente de alimentacion que contiene propano, opcionalmente vapor y opcionalmente una corriente de gas que contiene oxigeno se alimentan a una zona de deshidrogenacion y el propano sufre una deshidrogenacion para dar propeno, por lo que se obtiene una corriente de gas de producto b que contiene propano, propeno, metano, etano, eteno, monoxido de carbono, dioxido de carbono, vapor, opcionalmente hidrogeno y opcionalmente oxigeno C) la corriente de gas de producto b se enfria, opcionalmente se comprime y se separa el vapor por condensacion, para dar una corriente de gas de producto c apartada del vapor, D) la corriente de gas de producto c se pone en contracto con un agente de absorcion inerte selectivo que absorbe selectivamente propeno en una primera zona de absorcion, para dar una corriente de agente de absorcion cargada esencialmente con propano d1 y una corriente de gas d2 que contiene propano, metano, etano, eteno, monoxido de carbono, dioxido de carbono e hidrogeno, B) la corriente de agente de absorcion d1 se despresuriza opcionalmente en una primera zona de desorbcion, para dar una corriente de agente de absorcion cargada esencialmente con propeno el y una corriente de gas e2, que contiene propeno, dicha corriente de gas e2 siendo reciclado en la primera zona de absorcion y F) una corriente de gas que contiene propeno f1 se libera de la corriente de agente de absorcion cargada esencialmente con propeno d1 y el en por lo menos una segunda zona de desorbcion por despresurizacion, calentado y/o apartando de la corriente de agente de absorcion d1 y el con el reciclado del agente de absorcion selectivo.

Description

MÉTODO PARA LA PRODUCCIÓN DE PROPENO A PARTIR DE PROPANO Esta invención se refiere a un proceso para preparar propeno a partir de propano. El propeno se obtiene en la escala industrial por deshidrogenación de propano. En el proceso, conocido como el proceso de UOP-oleflex, para deshidrogenar propano a propeno, una corriente de gas de alimentación que comprende propano se calienta previamente a 600-700 °C y se deshidrogena en un reactor de deshidrogenación de lecho en movimiento sobre un catalizador que comprende platino en alumina para obtener una corriente de gas de producto que comprende predominantemente propano, propeno e hidrógeno. Además, los hidrocarburos de baja ebullición formados mediante agrietamiento (metano, etano, eteno) y pequeñas cantidades de altos hervidores (hidrocarburos de C4+) están presentes en la corriente de gas de producto. La mezcla de gas de producto se enfrió y comprimió en una pluralidad de etapas. Subsiguientemente, los hidrocarburos de C2 y C3 y los altos hervidores y los altos hervidores se remueven del hidrógeno y metano formado en deshidrogenación por condensación en una "caja fría". El condensado de hidrocarburo líquido subsiguientemente se separa por destilación removiendo los hidrocarburos de C2 y metano restante en una primera columna y separando la corriente de hidrocarburo de C3 en una fracción de propeno que tiene alta pureza una fracción de propano que también comprende los hidrocarburos de C4+ en una segunda columna de destilación. Una desventaja de este proceso es la pérdida de hidrocarburos de C3 por la condensación en la caja fría. Perteneciendo a las grandes cantidades de hidrógeno formadas en la deshidrogenación y como una consecuencia de la fase de equilibrio, también se descargan cantidades relativamente grandes de hidrocarburos de C3 con la corriente de gas residual de hidrógeno/metano a menos que se efectúa la condensación a temperaturas muy bajas. Por lo tanto, es necesario trabajar a temperaturas de -20 a -60°C con el fin de limitar la pérdida de hidrocarburos de C3 que se descargan con la corriente de gas residual de hidrógeno/metano. Es un objeto de la presente invención proveer un proceso mejorado para deshidrogenar propano a propeno. El objeto se logra por un proceso para preparar propeno de propano, que comprende los pasos: A) se comprende una corriente a de gas de alimentación que comprende propano; B) la corriente a de gas de alimentación que comprende propano, si es apropiado una corriente de gas oxígeno y, si es apropiado, vapor, se alimentan en una zona de deshidrogenación a propeno para obtener una corriente b de gas de producto comprendiendo propano, propeno, etano, etano, eteno, monóxido de carbono, dióxido de carbono, vapor, si es apropiado hidrógeno y, si es apropiado, oxígeno; C) el vapor de gas de producto b se enfría, si es apropiado se comprime y se remueve el vapor por condensación para obtener una corriente c de gas de producto con vapor reducido; D) la corriente c de gas de producto en contacto en una primera zona de absorción con un absorbente selectivo, inerte, que absorbe selectivamente propeno para obtener una corriente di de absorbente repleta sustancialmente con propeno y una corriente d2 de gas que comprende propano, propano, metano, etano, eteno, monóxído de carbono, dióxido de carbono, si es apropiado, hidrógeno, y si es apropiado, oxigeno; E) si es apropiado, la corriente di absorbente se descomprime a una presión inferior en una primera zona de desorbción para obtener una corriente el absorbente repleta sustancialmente con propeno y una corriente e2 de gas que comprende propeno, y corriente e2 de gas se recicló en la primera zona de absorción, F) de la corriente di o el absorbente repleta sustancialmente como propeno, en por lo menos una segunda zona de desorbción, por descompresión, calentando y/o separando la corriente di o el absorbente, una corriente fl de gas que comprende propeno se libera y se recupera el absorbente selectivo. En una primera parte del proceso, A, se provee una corriente a de gas de alimentación que comprnede propano. Esto comprende generalmente por lo menos 80% en volumen de propano, preferiblemente 90% en volumen de propano. Además, la corriente a de gas de alimentación que contiene propano generalmente comprende además butanos (n-butano, isobutano) . Las composiciones típicas de la corriente de gas de alimentación que contiene propano se describen en DE-A 102 46 119 y DE-A 102 45 585. Normalmente, la corriente a de gas de alimentación que contiene propano se obtiene de gas de petróleo líquido (GPL) . En una parte del proceso, B, la corriente de gas de alimentación que comprende propano se alimenta en una zona de deshidrogenación y se somete a una deshidrogenación generalmente catalítica. En esta parte del proceso, se deshidrogena parcialmente propano en un rector de deshidrogenación sobre un catalizador activo de deshidrogenación para dar propeno. Además, se obtiene hidrógeno y pequeñas cantidades de metano, etano, eteno e hidrocarburos de C4+ (n-butano, isobutano, butenos, butadieno) . También se obtiene generalmente en la mezcla de gas de producto de deshidrogenación de propano catalítico son los óxidos de carbono (CO, C0) , en particular C02, vapor y, si es apropiado, gases inertes a un pequeño grado. La corriente de gas de producto de deshidrogenación comprende generalmente vapor que ya se ha agregado a la mezcla de gas de deshidrogenación y/o en el caso de deshidrogenación en presencia de oxígeno (oxidativo o no oxidativo) , se forma en la deshidrogenación. Cuando la deshidrogenación se lleva a cabo en presencia de oxígeno, los gases inertes (nitrógeno) se introducen en la zona de deshidrogenación con la corriente de gas que contiene oxígeno alimentada, mientras no se haya alimentado oxígeno puro. Cuando se alimenta gas que contiene oxígeno, su contenido de oxígeno generalmente es de por lo menos 40% en volumen, preferiblemente por lo menos 80% en volumen, más preferiblemente por lo menos 90% en volumen. En particular, se alimenta el oxígeno técnicamente puro que tiene un contenido de oxígeno de >99%, con el fin de evitar una fracción de gas inerte muy grande en la mezcla de gas de producto. Además, el propano no convertido está presente en la mezcla de gas de producto. La deshidrogenación de propano, en principio, se puede llevar a cabo en algún tipo de reactor conocido de la técnica anterior. Una descripción comparativamente comprehensiva de tipos de reactor adecuado de acuerdo con al invención también está contenida en "Catalytica® Studies División, Oxidative Dehydrogenation and Alternative Dehydrogenation Processes" (Study Number 4192 OD, 1993, 430 Ferguson Drive, Mountain View, California, 94043-5272, USA) . La deshidrogenación se puede llevar a cabo como una deshidrogenación oxidativa o no oxidativa. La deshidrogenación se puede llevar a cabo isotérmicamente o adiabáticamente. La deshidrogenación se puede llevar a cabo catalíticamente en un lecho fijo, moviendo el lecho o reactor de lecho fluidizado. La deshidrogenación de propano catalítica no oxidativa preferiblemente se lleva a cabo autotérmícamente. Con este fin, el oxígeno se mezcla adicionalmente con la mezcla de gas de reacción de la deshidrogenación de propano en por lo menos una zona de reacción y el hidrógeno y/o hidrocarburo presente en la mezcla de gas de reacción por lo menos se quema parcialmente, que se genera directamente en la mezcla de gas de reacción por lo menos algo del calor requerido para deshidrogenación en por lo menos una zona de reacción. Una característica del método no oxidativo comparado con un método oxidativo es por lo menos formación intermedia de hidrógeno, que se refleja en presencia de hidrógeno en el gas de producto de la deshidrogenación. El la deshidrogenación oxidativa, no se encuentra hidrógeno libre en el gas de producto de la deshidrogenación.

Una forma de reactor adecuada es el reactor tubular de lecho fijo o de haz de tubo. En estos reactores, el catalizador (catalizador de deshidrogenación y, si es apropiado, un catalizador de oxidación especializado) se dispone como un lecho fijo en un tubo de reacción o en un haz de tubos de reacción. Los diámetros internos de tubo de reacción comunes son de aproximadamente 10 a 15 cm. Un reactor de haz del tubo de deshidrogenación normal comprende de aproximadamente 300 a 1000 tubos de reacción. La temperatura interna en los tubos de reacción normalmente varía en la escala de 300 a 1200 °C, preferiblemente en la escala de 500 a 1000 °C. La presión de trabajo comúnmente es de 0.5 a 8 bar, frecuentemente de 1 a 2 bar, cuando se usa una dilución de bajo vapor, o también de 3 a 8 bar, cuando se usa una dilución de alto vapor (que corresponde al proceso de reformación activa de vapor (proceso STAR) o el proceso Linde) para la deshidrogenación de propano o butano de Phillips Petroleum Co. Las velocidades espaciales en horas de gas normal (VEHG) son de 500 a 2000 h"1, con base en hidrocarburo usado, La geometría del catalizador, por ejemplo, puede ser esférica o cilindrica (hueca o sólida) . La deshidrogenación de propano catalítico también se puede llevar a cabo bajo catálisis heterogénea en un lecho fluidizado, de acuerdo con el proceso Snamprogetti/Yarsintez-FBD. Apropiadamente, se operan dos lechos fluidizados en paralelo, del cual uno está generalmente en el estado de regeneración . La presión de trabajo normalmente es de 1 a 2 bar, la temperatura de deshidrogenación generalmente es de 550 a 600 °C. El calor requerido para la deshidrogenación se puede introducir en el sistema de reacción calentando previamente el catalizador de deshidrogenación a la temperatura de reacción. La mezcla de una coalimentación que comprende oxígeno permite que el pre-calentador sea dispensado, y el calor requerido que será generado directamente en el sistema de rector por combustión de hidrógeno y/o hidrocarburos en presencia de oxígeno. Si es apropiado, una co-ali entación que comprende hidrógeno puede mezclarse adicionalmente. La deshidrogenación de propano catalítica puede llevarse a acabo en un reactor de charola. Cuando se lleva a cabo la deshidrogenación autotérmicamente con alimentación de una corriente de gas que contiene oxígeno, preferiblemente se lleva a cabo en un reactor de charola. Este reactor comprende uno o más lechos de catalizador sucesivos. El número de lechos de catalizador puede ser de 1 a 20, venta osamente de 1 a 6, preferiblemente de 1 a 4 y en particular de 1 a 3. Los lechos de catalizador fluyen preferiblemente ya sea radial o axialmente por el gas de reacción. En general, dicho reactor de charola se opera usando un lecho de catalizador fijo. En el caso más sencillo, los lechos de catalizador fijos se disponen axialmente en un reactor de horno de flechas en los espacios anulares de rejillas cilindricas concéntricas. Un reactor de horno de flechas corresponde a una charola. El desempeño de la deshídrogenación en un reactor de horno de una sola flecha corresponde a una modalidad. En una modalidad adicional preferida, se lleva a cabo deshidrogenación en un reactor de charola que tiene 3 lechos de catalizador. En general, la cantidad del gas de oxígeno agregado a la mezcla de gas de reacción se seleccionó en tal manera que la cantidad de calor requerido para la deshidrogenación del propano se generó por la combustión del hidrógeno presente en la mezcla de gas de reacción y, si es apropiado, los hidrocarburos presentes en la mezcla de gas de reacción y/o de carbono presente en la forma de coque. En general, la cantidad total de oxígeno suministrado, con base en al cantidad total de propano es de 0.001 a 0.8 mol/mol, preferiblemente de 0.001 a 0.6 mol/mol, más preferiblemente de 0.02 a 0.5 mol/mol. El oxígeno se puede usar ya sea en la forma de oxígeno puro o en la forma de gas oxígeno que comprende gases inertes. Con el fin de evitar altas pérdidas de propano y propeno en el trabajo (véase más adelante), es esencial, sin embargo, que el contenido de oxígeno del gas oxígeno usado es alta y por lo menos es de 40% en volumen, preferiblemente pero lo menos 80% en volumen, más preferiblemente por lo menos 90% en volumen. Un gas oxígeno particularmente preferido es oxígeno de pureza de grado técnico con un contenido de 02 de aproximadamente 99% en volumen . El hidrógeno quemado para general calor es el hidrógeno formado en la deshidrogenación de propano catalítico y también, si es apropiado, el hidrógeno agregado adicionalmente a la mezcla de gas de reacción como gas hidrógeno. La cantidad de hidrógeno presente debería ser preferiblemente tal que la relación molar de H2/02 en la mezcla de gas de reacción inmediatamente después de que se alimenta el oxígeno es de 1 a 10 mol/mol, preferiblemente de 2 a 5 mol/mol. En reactores de múltiples etapas, esto se aplica a cada alimentación intermedia de oxígeno y, si es apropiado, gas hidrógeno. El hidrógeno se quema catalíticamente. El catalizador de deshidrogenación usada generalmente también cataliza la combustión de los hidrocarburos y de hidrógeno con oxígeno, de manera que en principio, no se requiere catalizador de oxidación especializado aparte del mismo. En una modalidad, la operación se efectúa en presencia de uno o más catalizadores de oxidación que catalizan selectivamente la combustión de hidrógeno a oxígeno en presencia de hidrocarburos. La combustión de estos hidrocarburos con oxígeno para dar CO, C02 y agua procede por lo tanto solo a un grado menor. El catalizador de deshidrogenación y el catalizador de oxidación está presente preferiblemente en diferente zonas de reacción. Cuando se lleva a cabo la reacción en más de una etapa, el catalizador de oxidación puede estar presente solo en uno, en más de uno o en todas las zonas de reacción. Se da preferencia para disponer el catalizador que cataliza selectivamente la oxidación de hidrógeno en los puntos en donde hay presiones de oxígeno parciales superiores a las de otros puntos en el reactor, en particular, cerca del punto de alimentación para el gas oxígeno. El gas oxígeno y/o gas hidrógeno puede alimentarse en uno o más puntos en el reactor. En una modalidad del proceso de acuerdo con la invención, hay alimentación intermedia de gas oxígeno y de gas hidrógeno corriente arriba para cada charola de un rector de charolas. En una modalidad adicional del proceso de acuerdo con la invención, el gas oxígeno y gas hidrógeno se alimentan en corriente arriba de cada charola excepto la primera charola. En una modalidad, una capa de un catalizador de oxidación especializada está presente corriente abajo del punto de cada alimentación, seguido por una capa del catalizador de deshidrogenación. En una modalidad adicional, no está presente un catalizador de oxidación especializado. La temperatura de deshidrogenación generalmente es de 400 a 1100°C; la presión en el último lecho de catalizador del reactor de charola generalmente es de 0.2 a 15 bar, preferiblemente de 1 a 10 bar, más preferiblemente de 1 a 5 bar. Generalmente el VEHG generalmente es de 500 a 2000 h_1, y, en operación de alta carga, aún hasta 100 000 h_1, preferiblemente de 4000 a 16 000 y1. Un catalizador preferido que cataliza selectivamente la combustión de hidrógeno comprende óxidos y/o fosfatos seleccionado del grupo que consiste de los óxidos y/o fosfatos de germanio, estaño, plomo, arsénico, antimonio y bismuto. Un catalizador preferido adicional que cataliza la combustión de hidrógeno comprende un metal noble del grupo de transición VIII y/o I de la tabla periódica. Los catalizadores de deshidrogenación usados generalmente tienen un soporte y una composición activa. El soporte generalmente consiste de un óxido resistente al calor u óxido mezclado. Los catalizadores de deshidrogenación comprenden preferiblemente un óxido de metales que se selecciona del grupo que consiste de dióxido de zirconio, óxido de zinc, óxido de aluminio, dióxido de silicio, dióxido de titanio, óxido de magnesio, óxido de lantano, óxido de cerio y mezclas de los mismos, como un soporte. Las mezclas pueden ser mezclas físicas o fases mixtas químicas tales como óxido de aluminio y magnesio u óxidos mezclados de óxido de aluminio y zinc. Los soportes preferidos son dióxido de zirconio y/o dióxido de silicio, y se da preferencia particular a las mezclas de dióxido de zirconio y dióxido de silicio. Las geometrías de moldeo de catalizador adecuado son extrudados, estrellas, anillos, soportes, esferas, espumas y monolitos que tienen dimensione características de 1 a 100 mm. La composición activa de catalizadores de deshidrogenación comprende generalmente uno o más elementos del grupo VIII de transición de la tabla periódica, preferiblemente platino y/o paladio, más preferiblemente platino. Además, los catalizadores de deshidrogenación pueden comprender uno o más elementos del grupo principal I y/o II de la tabla periódica, preferiblemente potasio y/o ceso. Los catalizadores de deshidrogenación además pueden comprender uno o más elementos del grupo de transición III de la tabla periódica que incluye los lantánidos y actinidos, preferiblemente lantano y/o cerio. Finalmente, los catalizadores de deshidrogenación pueden comprender uno o más elementos del grupo principal III y/o IV de la tabla periódica, preferiblemente uno o más elementos del grupo que consiste de boro, galio, silicio, germanio, estaño y plomo, más preferiblemente estaño. En una modalidad preferida, el catalizador de deshidrogenación comprende por lo menos un elemento del grupo de transición VIII, por lo menos un elemento del grupo principal I y/o II, por lo menos un elemento del grupo principal III y/o IV y por lo menos un elemento del grupo de transición III incluyendo los lantánidos y actinidos. Por ejemplo, todos los catalizadores de deshidrogenación que se describen por WO 99/46039, US 4,788,371, EP-A 705 136, WO 99/29420, US 5,220,091, US 5,430,220, US 5,877,369, EP 0 117 146, DE-A 199 37 106, DE-A 199 37 105 y DE-A 199 37 107 puede usarse de acuerdo con la invención. Los catalizadores particularmente preferidos para las variantes descritas antes de deshidrogenación de propano autotérmico son los catalizadores de acuerdo con los ejemplos 1, 2, 3 y 4 de DE-A 199 37 107. Se da preferencia a llevar a cabo la deshidrogenación de propano autotérmica en presencia de vapor. El vapor agregado sirve como un vehículo de calor y soporta la gasificación de depósitos orgánicos en los catalizadores, que contra-resta la carbonización de los catalizadores incrementa el tiempo en la corriente del catalizador. Esto convierte los depósitos orgánicos al monóxido de carbono, dióxido de carbono y, si es apropiado, agua. La dilución con vapor cambia el equilibrio hacia los productos de deshidrogenacíón. El catalizador de deshidrogenación puede regenerarse en una manera conocida por sí mismo. Por ejemplo, el vapor puede agregarse a la mezcla de gas de reacción o un oxígeno que comprende gas puede pasarse de vez en cuando sobre el lecho de catalizador a temperatura elevada y el carbón depositado quemado. Después de la regeneración, el catalizador se reduce con un gas hidrógeno si es apropiado. La corriente b de gas de producto puede separarse en dos sub-corriente, de la cual una corriente secundaria se recicla en la deshidrogenación autotérmica, de acuerdo con el modo de gas de ciclo descrito en DE-A 102 11 275 y DE-A 100 28 582. La deshidrogenación de propano puede llevarse a cabo como una deshidrogenación oxidativa. La deshidrogenación de propano oxidativa puede llevarse a cabo como una deshidrogenación oxidativa homogénea o como una deshidrogenación oxidativa catalizada heterogéneamente. Cuando la deshidrogenación de propano en el proceso de acuerdo con la invención se configura como una oxideshidrogenación homogénea, puede, en principio, llevarse a cabo como se describió en los documentos US-A 3,798,283, CN-A 1,105,352, Applied Catalysís 70 (2), 1991, p. 175 a 187, Catalysis Today 13, 1992, p. 673 a 678 y la solicitud anterior DE-A 1 96 22 331. La temperatura de la oxideshidrogenacíón homogénea generalmente es de 300 a 700°C, preferiblemente de 400 a 600°C, más preferiblemente de 400 a 500°C. La presión puede ser de 0.5 a 100 bar o de 1 a 50 bar. Frecuentemente será de 1 a 20 bar, en particular de 1 a 10 bar. El tiempo de residencia de la mezcla de gas de reacción bajo condiciones de oxideshidrogenación normalmente es de 0.1 o 0.5 a 20 seg., preferiblemente de 0.1 a 0.5 a 5 seg. El reactor usado por ejemplo, puede ser un horno tubular o un reactor de haz de tubo, por ejemplo, un horno tubular a contra-corriente con el gas del tiro como un vehículo de calor, o un racor de haz de tubos con haz fundida como un vehículo de calor. La relación de propano a oxígeno en la mezcla de partida que será usada puede ser de 0.5:1 a 40:1. La relación molar de propano a oxígeno molecular en la mezcla de partida preferiblemente es de =6:1, más preferiblemente = 5:1. En general, la relación mencionada antes será =1:1, por ejemplo = 2:1. La mezcla de partida puede comprender además, constituyentes sustancialmente inertes tales como H20, C02, CO, N2, gases nobles y/o propeno. El propeno puede estar comprendido en la fracción C3 proveniente de la refinería. Es favorable para una deshidrogenación oxidativa homogénea de propano a propeno cuando la relación del área superficial del espacio de reacción al volumen del espacio de reacción está a un mínimo, dado que la deshidrogenación de propano oxidativa homogénea procede por un mecanismo de radicales libres y la superficie de espacio de reacción funciona generalmente como un depurador de radicales libres . Los materiales de superficie particularmente favorables son aluminas, vidrio de cuarzo, borosilicatos, acero inoxidable y aluminio. Cuando la primera etapa de reacción en el proceso de acuerdo con la invención se configuró como una oxideshidrogenación catalizada heterogéneamente, esto, en principio, puede llevarse a cabo como se describió en los documentos US-A 4,788,371, CN-A 1,073,893 Catalysis Letters 23 (1994) 103-106, W. Zhang, Gaodeng Xuexiao Huaxue Xuebao, 14 (1993) 566, Z. Huang, Shiyou Huagong, 21 (1992) 592, WO 97/36849, DE-A 1 97 53 817, US-A 3,862,256, US-A 3,887,631, DE-A 1 95 30 454, US-A 4,341,664, J. of Catalysis 167, 560-569 (1997), J. de Catalysis 167, 550-559 (1997), Topics in Catalysis 3 (1996) 265-275, US-A 5,086,032, Catalysis 167, 550-559 (1997), Topics in Catalysís 3 (1996) 265-275, US-A 5,086,032, Catalysis Letters 10 (1991) 181-192, Ind. Eng.

Chem. Res. 1996, 35, 14-8, US-A 4,255,284, Applied Catalysis A: General, 100 (1993) 111-130, J. of Catalysis 148, 56-67 (1994), V. Cortés Coberán and S. Vic Bellón (Editors), New Developments in Selective Oxidationll, 1994, Elsevier Science B.V., p. 305-313, 3rd. World Congress on Oxidation Catalysis R. K. Grasselli, S.T. Oyama, A.M: Gaffney and J. E. Lyons (Editors), 1997, Elsevier Science B.V., p. 375 ff. En particular, se pueden usar todos los catalizadores de oxideshidrogenación especificados en los documentos mencionados antes. La declaración hecha por los documentos mencionados antes, también se aplican a: a) Otsuka, K. ; Uragami, Y.; Komatsu, T.; Hatano, M. in Natural Gas Conversión, Stud. Surf. Sci. Catal.; Hol en A.; lens. K.-J.; Kolboe, S., Eds.; Elsevier Science: Amsterdam, 1991; Vol. 61. p. 15; b) Seshan K. ; Swaan, H.M.; Smits. R.H.H.; van Ominen J.G.; Ross. J. R.H. ín New Developments in Selective Oxidation; Stud. Surf. Sci. Catal.; Centi . , G. ; Trifiró. F. , Eds.; Elsevier Science: Amsterdam 1990; Vol. 55, p 505; c) Smits, R.H.H.; Seshan, K. ; Ross, J.R.H. in New Developments in Selective Oxidation by Heterogeneous Catalysis; Stud. Surf. Sci. Catal; Ruiz, P. ; Del on, B., Eds.; Elsevier Science: Amsterdam, 1992 a; Vol. 72, p 221; d) Smits, R.H.H.; Seshan, K. ; Ross. J.R.H.

Proceedings. Symposium on Catalytic Selective Oxidation. Washington DC; American Chemical Society: Washington. DC, 1992 b; 1121; e) Mazzocchia, C; Aboumrad, C; Daigne, C; Tempesti, E.; Herrmann, J.M.; Thomas, G. Catal. Lett. 1991, 10, 181; f) Bellusi, G.; Conti, G.; Perathonar, S.; Trifiró, F. Proceedings, Symposium on Catalytic Selective Oxidation, Washington, DC; American Chemical Society: Washington, DC, 1991; P 1242; g) Ind. Eng. Chem. Res. 1996, 35, 2137- 2143 y h) Symposium o? Heterogeneous Hydrocarbon Oxidation Presented before the División of Petroleum Chemistry, Inc. 2llth National Meeting, American Chemical Society New Orleans. LA, March 24-29, 1996. Los catalizadores de oxideshidrogenación particularmente adecuados son las composiciones de óxido de múltiples metales o catalizadores A de DE-A 1 97 53 817, y las composiciones de óxidos multimetales o catalizadores A especificados como preferidos son particularmente muy favorables. En otras palabras, las composiciones activas útiles con en particular, óxidos multimetales de la fórmula general I M'aMoi-bM^O (I), en donde m1 = Co, Ni, Mg, Zn, Mn y/o Cu, M2 = W. V. Te, Nb, P, Cr, Fe, Sb, Ce, Sn y/o La, a = de 0.5 a 1.5, b = de 0 a 0.5 y x = un numero que se determina por la valencia y frecuencia de los elementos en I diferente a oxígeno. Las composiciones de óxidos multimetales adicionales adecuados como catalizadores de oxideshidrogenación se especifican más adelante: Los catalizadores de óxidos multimetales Mo-V-Te/Sb-Nb-0 adecuados se describen en EP-A 0 318 295, EP-A 0 529 853, EP-A 0 603 838, EP-A 0 608 836, EP-A 0 608 836, EP-A 0 608 838, EP-A 0 895 809, EP-A 0 962 253, EP-A 1 192 987, DE-A 198 35 247, DE-A 100 51 419 y DE-A 101 19 933. Los catalizadores de óxido de multimetales Mo-V-Nb-0 adecuados se describieron, entre otros, en E. M. Thorsteinson, T.P. Wilson, F. G. Young, P. H. Kasei, Journal of Catalysis 52 (1978), páginas 116-132, y en US 4,250,346 y EP-A 0 294 845. Los catalizadores de óxidos de multimetales Ni-X-0 adecuados en donde X = ti, Ta, Nb, Co, Hf, W, Y, Zn, Zr, Al, se describieron en WO 00/48971. En principio, las composiciones activas adecuadas pueden prepararse en una forma simple obteniendo de fuentes adecuadas de sus componentes una mezcla seca muy íntima, preferiblemente divididamente de manera muy fina que corresponde a la estequiometría y calcinación a temperatura de 450 a 1000°C. La calcinación se puede efectuar ya sea bajo gas inerte o bajo una atmósfera oxidativa. Por ejemplo aire (mezcla de gas inerte y oxígeno) , y también bajo una atmósfera de reducción (por ejemplo mezcla de gas inerte, oxígeno y NH3, CO y/o H2) . Las fuentes útiles para los componentes de las composiciones activas de óxido de múltiples metales incluyen óxidos y/o aquellos compuestos que pueden convertirse a óxidos mediante calentamiento, por lo menos en presencia de oxígeno. Además, a los óxidos, dichos compuestos de partida útiles están en haluros, nitratos, formatos, oxalatos, citratos, acetatos, carbonatos, sales de complejo de amina, sales de amonio y/o hidróxidos particulares . Las composiciones de óxido de multi-metales se pueden usar ara el proceso de acuerdo con al invención ya sea en forma de polvo o configurada a ciertas geometrías de catalizador, y esta configuración se puede efectuar antes o después de calcinación final. Las geometrías de catalizador no soportadas adecuadas son, por ejemplo, cilindros sólidos o cilindros huecos que tienen in diámetro externo y una longitud de 2 a 10 mm. En el caso de cilindros huecos, un grosor de pared de 1 a 3 mm es apropiada. Las geometrías de cilindro hueco adecuadas son, por ejemplo, 7 mm x 7 mm x 4 mm o 5 mm x 3 mm x 2 mm o 5 mm x 2 mm x 2 mm (en cada caso longitud x diámetro externo x diámetro interno) . El catalizador no soportado puede, desde luego, tener también geometría esférica, el cuyo caso el diámetro de la esfera puede ser de 2 a 10 mm. La composición activa pulverulenta o su composición de precursor pulverulenta que aún se va a calcinar, desde luego, también se puede configurar aplicándose a soportes de catalizador interno preconfigurado. El grosor de las capas de la composición en polvo aplicada a los cuerpos de soporte se selecciona apropiadamente dentro de la escala de 50 a 500 mm, preferiblemente dentro de la escala de 150 a 250 mm. Los materiales de soporte útiles incluyen óxidos de aluminio porosos o no porosos comunes, dióxido de silicio, dióxido de torio, dióxido de zirconio, carburo de silicio o silicatos tales como silicato de magnesio o silicato de aluminio. Los cuerpos de soporte pueden tener una forma regular o irregular, se da preferencia a los cuerpos de soporte configurados regularmente que tiene distinta rigidez superficial, por ejemplo, esferas, cilindros huecos o soportes que tienen dimensiones en la escala de 1 a 100 mm. Es adecuado al uso de soportes esféricos, de superficie rugosa, sustancialmente no porosos, de esteatita cuyo diámetro es de 1 a 8 mm, preferiblemente de 4 a 5 mm. La temperatura de reacción de la oxideshidrogenación catalizada heterogéneamente de propano generalmente es de 300 a 600 °C, normalmente de 350 a 500 °C. La presión es de 0.2 a 15 bar, preferiblemente de 1 a 10 bar, por ejemplo de 1 a 5 bar. Las presiones por arriba de 1 bar, por ejemplo de 1.5 a 10 bar, se ha encontrado que es particularmente ventajoso. En general, la oxideshidrogenación heterogéneamente catalizada de propano se efectuado sobre un lecho de catalizador fijo. El último se deposita apropiadamente en los tubos de un reactor de haz de tubos, como se describió, por ejemplo, en EP-A 700 893 y en la EP-A 700 714 y la literatura citada en estos documentos. El tiempo de residencia promedio de la mezcla de gas de reacción en el lecho de catalizador normalmente es de 0.5 a 20 seg. La relación de propano a oxígeno en la mezcla de gas de reacción de partida, se usará para la oxideshidrogenación de propano catalizada heterogéneamente, de acuerdo con la invención, puede ser de 0.5:1 a 40:1. Es ventajoso cuando la relación molar de propano a oxígeno molecular en la mezcla de gas de partida es =6:1, preferiblemente =5:1. En general, la relación mencionada antes puede ser =1:1, por ejemplo 2:1. La mezcla de gas de partida puede comprender además, constituyentes sustancialmente inertes tales como H20, C02, CO, N2, gases nobles y/o propeno. Además, los hidrocarburos de Ci, C2 y C4 también pueden estar comprendidos a un grado pequeño . Al salir de la zona de deshidrogenación, la corriente b de gas de producto generalmente está bajo una presión de 0.2 a 15 bar, preferiblemente de 1 a 10 bar, más preferiblemente de 1 a 5 bar, y tiene una temperatura en la escala de 300 a 700°C. En la deshidrogenación de propano, se obtuvo una mezcla de gas que generalmente tiene la siguiente composición: de 10 a 80% en volumen de propano, de 5 a 50 en volumen de propeno, de 0 a 20 % en volumen de metano, etano, eteno e hidrocarburos de C4+, de 0 a 30% en volumen de óxidos de carbono, de 0 a 70% en volumen de vapor y de 0 a 25% en volumen de hidrógeno y también de 0 a 50% en volumen de gases inertes . En la deshidrogenación de propano autotérmicas preferidas, una mezcla de gas se obtiene que generalmente tiene la siguiente composición: de 10 a 80% en volumen de propano, de 5 a 50% en volumen de propeno, de 0 a 20% en volumen de metano, etano, eteno e hidrocarburos de C4+, de 0.1 a 30% en volumen de óxidos de carbono, de 1 a 70% en volumen de vapor y de 0.1 a 25% en volumen de hidrógeno, y también de 0 a 30% en volumen de gases inertes. En la parte C del proceso, inicialmente se removió agua de la corriente b de gas de producto. La remoción de agua se llevó a cabo por condensación, por enfriamiento y, si es apropiado, la compresión de la corriente b de gas de producto, y puede llevarse a cabo en uno o más de etapas de enfriamiento y, si es apropiado, compresión. En general, la corriente b de gas de producto se enfrió para este fin a una temperatura en la escala de 20 a 80 °C, preferiblemente de 40 a 65 °C. Además, la corriente de gas de producto puede comprimirse, generalmente a una presión en la escala de 2 a 40 bar, preferiblemente de 5 a 20 bar, más preferiblemente de 10 a 20 bar.

En- una modalidad, el proceso de acuerdo con al invención, la corriente b de gas de producto se pasa a través de una betería de intercambiadores de calor y así se enfría inicialmente a una temperatura en la escala de 50 a 200°C subsiguientemente se enfría más en una torre de extinción con agua a una temperatura de 40 a 80°C, por ejemplo 55°C. Esto condensa la mayoría del vapor, pero también algunos de los' hidrocarburos de C4+ presentes en la corriente b de gas de producto, en particular los hidrocarburos de C5+. Los intercambiadores de calor adecuados son, por ejemplo, intercambiadores de calor directo e intercambiadores de calor a contracorriente, tal como intercambiadores de calor a contracorriente de gas-gas, y enfriadores. Se obtiene una corriente c de gas de producto con vapor reducido. Esta comprende aún generalmente de 0 a 10% en volumen de vapor . Para la remoción virtualmente completa de agua de corriente c de gas de producto, cuando se usan solventes particulares en el paso D) , se puede proveer el secado por medio de tamiz molecular o membranas. En un paso del proceso, D) , la corriente c de gas de producto se pone en contacto en una primera zona de absorción con un solvente inerte seleccionado el cual absorbe selectivamente propeno para obtener una corriente di absorbente repleta con hidrocarburos de C3, sustancialmente con propeno, y una corriente d2 de gas que comprende propano, metano, etano, eteno, monóxido de carbono, dióxido de carbono e hidrógeno. El propeno también puede estar presente en pequeñas cantidades en corrientes d2 de gas. Antes de llevar a cabo el paso del proceso D) , se puede remover dióxido de carbono de la corriente de gas del producto c depurando el gas para obtener una corriente c de gas de producto con dióxido de carbono reducido. La depuración del gas de dióxido de carbono puede ser precedida por una etapa de combustión separada en la cual se oxida monóxido de carbono selectivamente a dióxido de carbono. Para la remoción de C02, la depuración del líquido usado generalmente es solución de hidróxido de sodio, solución de hidróxido de potasio una solución de alcanolamina; se da preferencia al uso de una solución de N-metildietanolamina activada. En general, antes de que se lleve a cabo la depuración del gas, la corriente c del gas de producto se comprime a una presión en la escala de 5 a 25 bar por compresión en una o más etapas. Se obtiene una corriente d de gas de producto con dióxido de carbono reducido que tiene un contenido de C02 generalmente de <100 ppm, preferiblemente < 10 ppm. La absorción puede efectuarse simplemente pasando la corriente c a través del absorbente. Sin embargo, también puede efectuarse en columnas. Es posible trabajar en co-corriente, contracorriente y corriente cruzada. Las columnas de absorción adecuadas son, por ejemplo, columnas de charola con charolas de tapa de burbujas, charolas de válvula y/o charolas de tamices, las columnas que tienen empaques estructurados, por ejemplo empaques de tela o empaques de láminas metálicas que tienen un área superficial específica de 100 a 1000 m2/m3, tales como Mellapak® 250 Y y columnas que tienen empaques aleatorios, por ejemplo que tienen esferas, anillos o soportes de metal, plástico, o cerámica, como empaques aleatorios. Sin embargo, también es posible usar torres de percolado o rociado, absorbedores de bloques de grafito, absorbedores de superficie tales como película delgada y absorbedores de película delgada, y columnas de burbujas, con y sin partes internas. La columna de absorción preferiblemente tiene una sección de absorción y una sección de rectificación. El absorbente se introduce generalmente en la parte superior de la columna y la corriente c generalmente se alimenta a la mitad o la mitad superior de la columna. Para incrementar el enriquecimiento de propeno en el solvente por el método de rectificación, es posible introducir calor en el fondo de la columna. Alternativamente, una corriente de gas de separación puede alimentarse en la parte inferior de la columna, por ejemplo, compuesto de nitrógeno, aire, vapor o propeno, preferiblemente de propeno. Una porción del producto superior puede condensarse y reintroducirse en la parte superior de la columna como reflujo con el fin de restringir pérdidas de solvente . Los absorbentes selectivos adecuados que absorben propeno selectivamente son, por ejemplo, N-metil-pirrolidona (NMP) , mezclas de NMP/agua que comprenden hasta 20% en peso de agua, m-cresol, ácido acético, metilpirazina, dibromometano, dimetilformamida (DMF) , carbonato de propileno, N-formilmorfolna, carbonato de etileno, formamida, malononitrilo, gama-butirolactona, nitrobenceno, sulfóxido de dimetilo (DMSO) , sulfolano, pirrol, ácido láctico, ácido acrílico, ácido 2-cloropropionico, trimetilato de trialilo, tris (2-etilhexil) trimelitato, ftalato de dimetilo, succinato de dimetilo, ácido 3-cloropropiónico, morfolina, acetonitrilo, octilsulfato de l-butil-3-metilimidazolinio, tosilato de etilmetilimidazolinio, dimetilanilina, adiponitrilo y ácido fórmico. Los absorbentes que absorben selectivamente preferidos son NMP, mezclas de NMP/agua que tienen hasta 20% en peso de agua, acetonitrilo y mezclas de acetonitrilo, solventes orgánicos y/o agua que tiene un contenido de acetonitrilo de >50% en peso y también dimetilanilina. El paso de absorción D) generalmente se lleva a cabo a una presión de 2 a 40 bar, preferiblemente de 5 a 20 bar, más preferiblemente de 10 a 20 bar. Además del propeno, el propano se absorbe también a cierto grado por el absorbente selectivo. Además, pequeñas cantidades de etneo y butenos también pueden absorberse. En un paso opcional E) , la corriente di absorbente se descomprime a una presión inferior en una primera zona de desobrción para obtener una corriente el absorbente repleta sustancialmente como propeno y una corriente e2 de gas que comprende principalmente propeno y aún comprende pequeñas cantidades de propano, y la corriente e2 de gas se recicla en la primera zona de absorción, preferiblemente como un gas de separación en la sección de rectificación de la columna de absorción. Con este fin, la corriente di absorbente se descomprime de una presión que corresponde a la presión de la etapa de absorción D) a una presión generalmente de 1 a 20 bar, preferiblemente de 1 a 10 bar. La descompresión puede llevarse a cabo en varias etapas, generalmente hasta 5 etapas, por ejemplo 2 etapas. La corriente absorbente repleta también puede calentarse adicionalmente. Se obtiene una corriente e2 de gas que comprende propeno, la cual comprende generalmente de 0 a 5% en volumen de propano, de 50 a 99% en volumen de propeno y de 0 a 15% en volumen de constituyentes de gas adicionales tales como vapor, etileno y óxidos de carbono, y de 0 a 50% en volumen de solvente. Este se recicla en la zona de absorción. Se da preferencia a la adición de la corriente de gas reciclada e2 en la porción inferior de la columna de absorción, por ejemplo a la altura de la la. -10a. placa teórica. Como resultado de la corriente de propeno reciclado, el propano disuelto en el absorbente se separa y el grado de enriquecimiento de propeno en el absorbente se incrementa de esta manera. En un paso, F) , de la corriente di o el absorbente repleta sustancialmente con propeno, en por lo menos una zona de desorbción (segunda) , por descompresión, calentando y/o separando la corriente di o el absorbente, se libera una corriente fl de gas que comprende propeno y se recupera el absorbente selectivo. Si es apropiado, una porción de esta corriente absorbente que puede comprender hidrocarburos de C4+ se descarga, trabaja y recicla, o descarta. Para desorber los gases disueltos en el absorbente, se calienta y/o descomprime a una presión inferior. Alternativamente, la desorbción también puede efectuarse separando, normalmente con vapor, o en combinación de descompresión, calentando y separando en uno o más pasos del proceso. La corriente fl de gas que comprende propeno y se ha liberado por desorbción comprende generalmente, con base en el contenido de hidrocarburo, por lo menos 98% en volumen de propeno, preferiblemente por lo menos 99% en volumen de propeno, más preferiblemente por lo menos 99.5% en volumen de propeno. Además, puede comprender de 0 a 2% en volumen de propano y pequeñas cantidades de hidrocarburos de bajo punto de ebullición tal como metano y eteno, pero generalmente nomás de 0.5% en volumen, preferiblemente no mas de 0.2% en volumen. Cuando se efectúa la desorbcíón separando con vapor, la corriente fl de gas también comprende vapor, generalmente en cantidades de hasta 50% en volumen basado en toda la corriente de gas. Cuando se desorbe el propeno en la parte F del proceso por separación con vapor, la corriente se remueve subsecuentemente de nuevo de la corriente de gas fl. Esta remoción puede efectuarse por condensación, por enfriamiento, y, si es apropiado, compresión de la corriente fl de gas. La remoción puede llevarse a cabo en una o más etapas de enfriamiento y, si es apropiado, compresión. En general, la corriente fl de gas se enfría para este propósito a una temperatura en la escala de 0 a 80 °C, preferiblemente de 10 a 65 °C. Además, la corriente de gas de producto puede comprimirse, por ejemplo, a una presión en la escala de 2 a 50 bar. Para remover virtualmente de manera completa el agua de la corriente fl de gas, se puede proveer secado por medio de tamiz molecular. El secado también puede efectuarse por procesos adsorción, separación de membrana, rectificación o secado adicional conocidos en la técnica anterior.

Con el fin de lograr un contenido de propeno particularmente alto de corriente fl de gas, se da preferencia al reciclado de una porción de la corriente de gas fl que comprende propeno y se obtiene en el paso F) en la zona de absorción. La proporción de la corriente de gas reciclada generalmente es de 0 a 25%, preferiblemente de 0 a 10%, de corriente fl de gas. En general, por lo menos una porción del propano presente en la corriente d2 de gas se recicla en la zona de deshidrogenación. En una modalidad del proceso de acuerdo con la invención, la corriente d2 de gas que comprende propano se recicla por lo menos parcialmente de manera directa en la zona de deshidrogenación, y la subcorriente (corriente de gas de purga) generalmente se remueve de la corriente d2 de gas para descargar gases inertes, hidrógeno y óxido de carbono. La corriente de gas de purga puede incinerarse. Sin embargo, se puede reciclar una subcorriente de corriente d2 de gas directamente en la zona de deshidrogenación y el propano puede removerse por absorción y desobrción de una corriente secundaria adicional y reciclarse en la zona de deshidrogenación . En una modalidad adicional preferida del proceso de acuerdo con la invención, por lo menos una porción de la corriente d2 de gas que comprende propano y se obtiene en el paso D) se pone en contacto con un absorbente de alto punto de ebullición en un paso adicional G) y los gases disueltos en el absorbente se desorben subsecuentemente para obtener una corriente gl reciclada consistiendo sustancialmente de propano y una corriente g2 de gas residual comprendiendo metano, etano, eteno, monóxido de carbono, dióxido de carbono e hidrógeno. La corriente de reciclado que consiste sustancialmente de proapano se recicla en la primera zona de deshidrogenación . Con este fin, en una etapa de absorción, la corriente d2 de gas se pone en contacto con un absorbente inerte para absorber propano y también pequeñas cantidades de los hidrocarburos C en el absorbente inerte y obtiene un absorbente repleto con propano y un gas residual que comprende los constituyentes de gases restantes. Sustancialmente, estos son óxidos de carbono, hidrógeno, gases inertes e hidrocarburos de C2 y metano. En una etapa de desorbción, se libera propano de nuevo del absorbente. Los absorbentes inertes usados en la etapa de absorción generalmente son solventes no polares de alto punto de ebullición en el cual el propano que será removido tiene una solubilidad distintamente superior que los constituyentes restantes de gases. La absorción puede efectuarse simplemente pasando la corriente d2 a través del absorbente. Sin embargo, también se puede efectuar en columnas o en absorbentes de rotación. Es posible trabajar en co-corriente, contracorriente y corriente cruzada. Las columnas de absorción adecuadas son, por ejemplo, columnas de charolas que tienen charolas de tapa de burbuja, charolas de centrífuga y/o charolas de tamices, las columnas que tienen empaques estructurados, por ejemplo empaques de tela, o empaques de lámina metálica que tienen un área superficial específica de 100 a 1000 m2/m3 tal como Mellapak® 250 Y, y columnas que tienen empaque aleatorio. También es posible usar torres de percolado y rociado, absorbentes de bloque de grafito, absorbentes de superficie tal como película delgada y absorbentes de película delgada, y también columnas de rotación, cepillos de charolas, cepillos con rociado cruzado, cepillos giratorios y columnas de burbujas con y sin partes internas. Los absorbentes adecuados son comparativamente solventes orgánicos no polares, por ejemplo, alquenos de C4-Cis alifáticos, nafta o hidrocarburos aromáticos tales como fracciones de aceite moderado de destilación de parafina, o éteres que tienen grupos voluminosos o mezclas de estos solventes, a los cuales se puede agregar un solvente polar tal como 1, 2-ftalato de dimetilo. Los absorbentes adecuados también son esteres de ácido benzoico y ácido ftálico con alcanoies de Ci-Cs de cadena recta, tal como benzoato de n-butilo, benzoato de metilo, benzoato de etilo, ftalato de dimetilo, ftalato de dietilo y también aceites portadores de calor tales como bifenilo y éter de difenilo, derivados de cloro de los mismos, y alquenos de triarilo. Un absorbente adecuado es una mezcla de bifenilo y éter de difenilo, preferiblemente en la composición azeotrópica, por ejemplo Diphyl® comercialmente disponible. Con frecuencia, esta mezcla de solventes comprende ftalto de dimetilo en una cantidad de 0.1 a 25% en peso. Los absorbentes adecuados también son butanos, pentanos, hexanos, heptanos, octanos, nonanos, decanos, undecanos, dodecanos, tridecanos, tetradecanos, pentadecanos, hexadecanos, heptadecanos y octadecanos, o fracciones que se obtienen de correines de refinería y comprenden los alquenos lineales mencionados como componentes principales. Para desorber propano, el absorbente repleto se calienta y/o descomprime a una presión inferior. Alternativamente, la desorbción también puede efectuarse separando, normalmente con vapor o un gas oxígeno, o en una combinación de descompresión, calentamiento y separación, en uno o más pasos del proceso. Por ejemplo, a desorbción se puede llevar a cabo en dos etapas, la segunda etapa de desorbción siendo llevada a cabo a una presión inferior que la primera etapa de desorbción y el gas de desorbción de la primera etapa siendo reciclada en la etapa de absorción. El absorbente regenerado en la etapa de desorbción se recicla en la etapa de absorción. En una variante del proceso, el paso de desorbción se lleva a cabo por descompresión y/o calentamiento del desorbente repleto. En una variante adicional del proceso, la separación se efectúa adicionalmente con vapor. En una variante del proceso adicional, se efectúa la separación adicionalmente con un gas de oxígeno. La cantidad del gas de separación puede corresponder a la demanda de oxígeno de la deshidrogenación autotérmica. Alternativamente en el paso G) del proceso, se puede remover dióxido de carbono por depuración de gases de la corriente d2 de gas o una subcorriente del mismo para obtener una corriente gl de reciclado con dióxido de carbono reducido. La depuración de gas de dióxido de carbono puede ser precedida por una etapa de incineración separada en la cual se oxida monóxido de carbono selectivamente a dióxido de carbono. Para la remoción de C02, generalmente una solución de hidróxido de sodio, solución de hidróxido de potasio o una solución de alcanolamina, se usa como el líquido de depuración; se da preferencia al uso de una solución de N-metildietanolamina activada. En general, antes de que se lleve a cabo la depuración de gases, la corriente c de gas de producto se comprime por una compresión en una etapa o múltiples etapas a una presión en la escala de 5 a 25 bar. Es posible obtener una corriente gl de reciclado con dióxido de carbono reducido teniendo un contenido de C02 generalmente < 100 ppm, preferiblemente <10 ppm. Si es apropiado, puede removerse hidrógeno de la corriente d2 de gas por separación de membranas o absorción balanceada de presión. Para remover el hidrógeno presente en la corriente de gas residual, la corriente de gas residual, si es apropiado, puede enfriarse después, por ejemplo, en un intercambiador de calor indirecto, pasarse a través de una membrana, configurarse generalmente como un tubo, que solo es permeable a hidrógeno molecular. Si se requiere, el hidrógeno molecular removido de esta forma puede usarse por lo menos parcialmente en la deshidrogenación o enviarse a otro uso, por ejemplo, para generar energía eléctrica en celdas de combustible. Alternativamente, se puede incinerar la corriente de gas residual. La invención se ilustra en detalle por el siguiente ejemplo.

Ejemplo La variante, mostrada en la figura, del proceso de acuerdo con la invención se simuló por cálculo. Se suponen los parámetros del siguiente proceso.

Se supone una capacidad de la planta de 320 kt/a de propileno en un tiempo transcurrido de 8000 h. Además del 98% en peso de propano, el propano fresco comprende normalmente aproximadamente 2% en peso de butano. El contenido de butano podría ser reducido a 0.01% en peso en una columna de separación de C3/C4 con 40 placas teóricas a una presión de operación de 10 bar y una relación de reflujo de 0.41. Para la corriente 1 de propano fresca, se asume adelante un contenido de propano del 100%. La corriente 1 de propano fresca se combina con las corrientes 21 y 22 recicladas para dar la corriente 2 de alimentación de propano. La corriente 2 de propano se precalienta a-400°C, entra a la zona de deshidrogenación 24 bajo una presión de aproximadamente 3 bar y se somete a una deshidrogenación autotérmica. También se alimenta a la zona de deshidrogenación 24 una corriente de oxígeno puro 3 y una corriente de vapor 4. La conversión de la deshidrogenación, basada en propano, es de 35.3%; la selectividad de formación de propeno es de 95.5%. Además, 0.8% de productos de agrietamiento (etano y eteno) y 3.7% óxidos de carbono se forman por combustión total. La concentración de agua en el gas de salida 5 de la zona de deshidrogenación es de 21% en peso; el contenido de oxígeno residual en el gas de salida es 0% en peso; la temperatura de salida de la mezcla de gas del producto es de 595°C.

El gas de salida se enfría a 55°C a 2.5 bar y el agua se condensa a la presión de vapor de saturación. Subsiguientemente, la mezcla de gas de producto se comprime en dos etapas en un compresor de dos etapas 26 con enfriamiento intermedio. En la primera etapa del compresor, se efectúa la compresión de 2.5 bar a 6 bar y en la segunda etapa de compresor de 5.9 bar a 15.3 bar. Después de la primera etapa de compresor, la mezcla de gas se enfría a 55 °C y, después de la segunda etapa de compresor, a 30 °C. Cuando se hace esto, se obtiene una corriente de condensado 7 que consiste sustancialmente de agua. El vapor de gas comprimido y enfriado 6 se pone en contacto en la columna de absorción 26 con una mezcla de agua/NMP 17 como el absorbente a una presión de 15 bar. El absorbente 17 se introduce en la parte superior de la columna. La corriente de extracción inferior repleta con propeno 8 de la columna de absorción 26 comprende solo pequeñas cantidades de propano, de manera que se puede dispensar una separación de propano/propeno en un curso adicional del trabajo. La corriente de extracción superior que contiene propano 9 de la columna de absorción 26 se recicla parcialmente como una corriente 21 en la zona de deshidrogenación 24. La subcorriente restante 10 se pone en contacto con la unidad de absorción/desorbción 13 con tetradecano (TDC) como el absorbente. La corriente de gas residual restante 23 comprende predominantemente hidrógeno y óxidos de carbono. La desorbción da una corriente de gas 22 que comprende predominantemente propano y se recicla en la zona de deshidrogenación 24. La corriente de extracción inferior 8 compuesta de absorbente repleto de propeno se descomprime en una primera etapa de desorbción 27 a una presión de 6 bar. Cuando se hace esto, se libera una corriente de gas 11 que comprende predominantemente propeno y se recicla en la columna de absorción 26. El absorbente repleto de propeno se alimenta como la corriente 12 a una columna de desorbción 28. En la columna de desorbción 28, la descompresión a una presión de 1.2 bar, calentando los fondos y separando con vapor de alta presión a 16 bar 14, desorbe propeno para obtener una corriente 13 compuesta de absorbente regenerado y una corriente 15 compuesta de propeno y vapor. El absorbente regenerado 13 se suplementa por absorbente fresco 16 y se recicla en la columna de absorción 26. La corriente 15 extraída vía la parte superior de la columna, se comprende a 15 bar en varias etapas y al mismo tiempo se enfría a 40 °C en etapas. Cuando se realiza esto, el agua se condensa y se descarga del proceso como corriente de desecho de agua 18, y se obtiene una corriente de propeno pura virtualmente libre de agua 19. Una corriente de propeno puro con vapor reducido 20 se recicla en la columna de absorción. La composición de corrientes en parte por masa se reproduce por la siguiente tabla.

Claims (17)

REIVINDICACIONES

1.- Un proceso para preparar propeno a partir de propano, comprendiendo los pasos de: A) se comprende una corriente a de gas de alimentación que comprende propano; B) la corriente a de gas de alimentación que comprende propano, si es apropiado una corriente de gas oxígeno y, si es apropiado, vapor, se alimentan en una zona de deshidrogenación a propeno para obtener una corriente b de gas de producto comprendiendo propano, propeno, etano, etano, eteno, monóxido de carbono, dióxido de carbono, vapor, si es apropiado hidrógeno y, sí es apropiado, oxígeno; C) el vapor de gas de producto b se enfría, si es apropiado se comprime y se remueve el vapor por condensación para obtener una corriente c de gas de producto con vapor reducido; D) la corriente c de gas de producto en contacto en una primera zona de absorción con un absorbente selectivo, inerte, que absorbe selectivamente propeno para obtener una corriente di de absorbente repleta sustancialmente con propeno y una corriente d2 de gas que comprende propano, propano, metano, etano, eteno, monóxido de carbono, dióxido de carbono, si es apropiado, hidrógeno, y si es apropiado, oxigeno; E) si es apropiado, la corriente di absorbente se descomprime a una presión inferior en una primera zona de desorbción para obtener una corriente el absorbente repleta sustancialmente con propeno y una corriente e2 de gas que comprende propeno, y corriente e2 de gas se recicló en la primera zona de absorción, F) de la corriente di o el absorbente repleta sustancialmente como propeno, en por lo menos una segunda zona de desorbción, por descompresión, calentando y/o separando la corriente di o el absorbente, una corriente fl de gas que comprende propeno se libera y se recupera el absorbente selectivo.

2.- El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en donde la deshidrogenación en el paso B) se lleva a cabo como una deshidrogenación oxidativa o no oxidativa.

3.- El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en donde la deshidrogenación en el paso B) se lleva a cabo adiabáticamente o isotérmicamente.

4.- El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en donde la deshidrogenación en el paso B) se lleva a cabo en un reactor de lecho fijo, moviendo el reactor de lecho o reactor de lecho fluidizado.

5.- El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en donde una corriente de gas que contiene oxígeno se alimenta en el paso B) , la corriente de gas que contiene oxígeno que comprende por lo menos 90% en volumen del oxígeno.

6.- El proceso de acuerdo con la reivindicación 5, en donde la deshidrogenación se lleva a cabo como una deshidrogenación autotérmica.

7.- El proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 6, en donde una porción de la corriente fl de gas que comprende propeno y se obtiene en el paso F) se recicla en la zona de absorción.

8. - El proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 7, en donde el absorbente selectivo usado en el paso D) se selecciona del grupo que consiste de NMP, mezclas de NMP/agua que comprende hasta 20% en peso de agua, m-cresol, ácido acético, metilpirazina, dibromometano, DMF, carbonato de propileno, N-formilmorfolina, carbonato de etileno, formamida, malononitrilo, gama-butirolactona, nitrobenceno, DMSO, sulfolano, pirol, ácido láctico, ácido acrílico, ácido 2-cloropropiónico, trimelitato de trialilo, trimelitato de tris (2-etilhexilo) , ftalato de dimetilo, succinato de dimetilo, ácido 3-cloropropiónico, morfolina, acetonitrilo, octilsulfato de l-butil-3-metilimidazolinio, tosilato de etilmetilimidazolinio, adiponitrilo, dimetílanilina y ácido fórmico.

9.- El proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 8, en donde la zona de absorción es el paso D se configura como una columna de absorción que tiene una sección de absorción y una sección de rectificación y el calor y/o un gas de separación se alimentan en el fondo de la columna .

10.- El proceso de acuerdo con al reivindicación 9, en donde una corriente de gas que comprende propeno que se obtiene en el paso de desorbción E) se alimenta como gas de separación en el fondo de la columna de la columna de absorción.

11.- El proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 10, en donde la separación se efectúa en el paso F) con corriente.

12.- El proceso de acuerdo con la reivindicación 11, en donde el vapor se condensa y se remueve como agua de la corriente fl de gas que comprende propeno y vapor y se obtiene en el paso F) por enfriamiento y compresión de una o múltiples etapas, o el vapor se remueve por adsorción, rectificación y/o separación de membranas.

13.- El proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 12, en donde la corriente de gas residual d2 que comprende propano y se obtiene en el paso D) se recicla por lo menos parcialmente en la zona de deshídrogenación .

14.- El proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 13, en donde por lo menos una porción de la corriente d2 de gas comprende propano y se obtiene en el paso D) se pone en contacto en un paso adicional G) con un absorbente de alto punto de ebullición y los gases disuelto en el absorbente se desorben subsiguientemente para obtener una corriente gl de reciclado que consiste sustancialmente de propano y una corriente g2 de gas residual que comprende metano, etano, eteno, monóxido de carbono, dióxido de carbono e hidrógeno y la corriente gl reciclada que consiste sustancialmente de propano se recicla en la zona de deshidrogenación.

15.- El proceso de acuerdo con la reivindicación 14, en donde el absorbente de alto punto de ebullición usado en el paso G) se selecciona del grupo que consiste de alcanos de C4-C?ß, nafta y la fracción de aceite moderada de destilación de parafina.

16.- El proceso de acuerdo con la reivindicación 14 o 15, en donde los gases disueltos en el absorbente se desorben en el paso G) por separación con vapor.

17.- El proceso de acuerdo con las reivindicaciones 1 a 13, en donde el dióxido de carbono se remueve en un paso adicional G) por depuración de gas por lo menos de una corriente secundaria de la corriente d2 de gas que comprende propano en el paso D) , para obtener una corriente gl de reciclado de dióxido con bajo contenido de carbono en la zona de deshidrogenación. RESUMEN A) Se preparó una corriente de alimentación que contiene propano, B) la corriente de alimentación que contiene propano, opcionalmente vapor y opcionalmente una corriente de gas que contiene oxígeno se alimentan a una zona de deshidrogenación y el propano sufre una deshidrogenación para dar propeno, por lo que se obtiene una corriente de gas de producto b que contiene propano, propeno, metano, etano, eteno, monóxido de carbono, dióxido de carbono, vapor, opcionalmente hidrógeno y opcionalmente oxígeno, C) la corriente de gas de producto b se enfría, opcionalmente se comprime y se separa el vapor por condensación, para dar una corriente de gas de producto c apartada del vapor, D) la corriente de gas de producto c se pone en contacto con un agente de absorción inerte selectivo que absorbe selectivamente propeno en una primera zona de absorción, para dar una corriente de agente de absorción cargada esencialmente con propano di y una corriente de gas d2 que contiene propano, metano, etano, eteno, monóxido de carbono, dióxido de carbono e hidrógeno, B) la corriente de agente de absorción di se despresuriza opcionalmente en una primera zona de desorbción, para dar una corriente de agente de absorción cargada esencialmente con propeno el y una corriente de gas e2, que contiene propeno, dicha corriente de gas e2 siendo reciclado en la primera zona de absorción y F) una corriente de gas que contiene propeno fl se libera de la corriente de agente de absorción cargada esencialmente con propeno di y el en por lo menos una segunda zona de desorbción por despresurización, calentando y/o apartando de la corriente de agente de absorción di y el con el reciclado del agente de absorción selectivo.