PROCESO PARA. PREPARAR PROPENO DE PROPANO Descripción La invención se relaciona con un proceso para preparar propeno de propano. El propeno se obtiene en la escala industrial mediante deshidrogenación de propano. En el proceso, conocido como el proceso UOP-oleflex, para deshidrogenar propano a propeno, una corriente de gas de alimentación que comprende propano se precalienta a 600-700°C y se deshidrogena en un reactor de deshidrogenación de lecho móvil sobre un catalizador que comprende platino sobre alúmina para obtener una corriente de gas de producto que comprende principalmente propano, propeno e hidrógeno. Además, los hidrocarburos de baja ebullición formados por fisuración catalítica (metano, etano, eteno) y cantidades pequeñas de hervidores elevados (hidrocarburos de C +) están presentes en la corriente de gas de producto. La mezcla de gas de producto se enfría y comprime en una pluralidad de etapas. Subsecuentemente, los hidrocarburos de C2 y C3 y los hervidores elevados se separan del hidrógeno y metano formados en la deshidrogenación mediante condensación en una "caja fría". El condensado de hidrocarburo líquido se separa subsecuentemente mediante destilación eliminando 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 pureza elevada y una fracción de propano que también comprende hidrocarburos de C4+ en una segunda columna de destilación. Una desventaja de este proceso es la pérdida de hidrocarburos de C3 mediante la condensación en la caja fría. Debido a las cantidades grandes de hidrógeno formadas en la deshidrogenación y como consecuencia del equilibrio de fase, cantidades relativamente grandes de hidrocarburos de C3 también se descargan con la corriente dee gas de desprendimiento de hidrógeno/metano a menos que la condensación se efectúa a temperaturas muy bajas. De esta manera, es necesario trabajar a temperaturas de -20 a -60°C a fin de limitar la pérdida de hidrocarburos de C3 que se descargan con la corriente de gas de desprendimiento de hidrógeno/metano . Un objeto de la presente invención es proporcionar un proceso mejorado para deshidrogenar propano a propeno. El objeto se logra mediante un proceso para preparar propeno de propano, que comprende A) se proporciona una corriente a de gas de alimentación que comprende propano;
la corriente a de gas de alimentación que comprende propano, si es apropiado, una corriente de gas oxigenado y, si es apropiado vapor, se alimentan hacia una zona de deshidrogenación y el propano se somete a una deshidrogenación a propeno para obtener una corriente b de gas de producto que comprende propano, propeno, metano, etano, eteno, monóxido de carbono, dióxido de carbono, vapor, si es apropiado hidrógeno y si es apropiado oxigeno; la corriente b de gas de producto se enfria, si es apropiado se comprime y el vapor se elimina mediante condensación para obtener una corriente c de gas de producto agotada en vapor; los constituyentes no condensables o de gas de baja ebullición se remueven poniendo en contacto la corriente c de gas de producto con un absorbente inerte y subsecuentemente desorbiendo los gases disueltos en el absorbente inerte para obtener una corriente di de hidrocarburo de C3 y una corriente d2 de petróleo que comprende metano, etano, eteno, nitrógeno, monóxido de carbono, dióxido de carbono, si es apropiado hidrógeno, si es apropiado oxigeno y si es apropiado propano y propeno;
E) la corriente di de hidrocarburo de C3 se enfria y si es apropiado se comprime para obtener una corriente el de hidrocarburo de C3 gaseosa o liquida; F) la corriente el de hidrocarburo de C3, si es apropiado, se alimenta hacia una primera zona de destilación y se separa de manera de destilación en una corriente fl compuesta de propano y propeno y una corriente f2 que comprende etano y eteno; G) la corriente el o fl se alimenta hacia una (segunda) zona de destilación y se separa de manera de destilación en una corriente gl de producto compuesta de propeno y una corriente g2 compuesta de propano, la corriente g2 siendo reciclada cuando menos parcialmente hacia la zona de deshidrogenación . En una primera parte del proceso, A) , se proporciona una corriente a de gas de alimentación que comprende propano, de preferencia 90% en volumen de propano. Además, la corriente A de gas de alimentación que contiene propano generalmente también comprende 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. Típicamente, la corriente a de gas de alimentación que contiene propano se obtiene de gas de petróleo líquido (LPG) . Para remover los butanos, la corriente de gas de alimentación que contiene propano se puede someter a una destilación de purificación para obtener una corriente a de gas de alimentación con un contenido de propano muy elevado (> 95% en volumen) . En una parte del proceso, B) , la corriente de gas de alimentación que comprende propano se alimenta hacia una zona de deshidrogenación y se somete a una deshidrogenación generalmente catalítica. En esta parte del proceso, el propano se deshidrogena parcialmente en un reactor de deshidrogenación sobre un catalizador de deshidrogenación activo para proporcionar propeno. Además, hidrógeno y cantidades pequeñas de metano, etano, eteno e hidrocarburos de C4+ (n-butano, isobutano, butenos, butadieno) se obtienen. También se obtiene generalmente en la mezcla de gas de producto de la deshidrogenación catalítica de propano óxidos de carbono (CO, C02) , en particular C02, vapor y si es apropiado gases inertes hasta un grado pequeño. La corriente de gas de producto de la deshidrogenación generalmente comprende vapor que ya se ha añadido a la mezcla de gas de deshidrogenación y/o, en el caso de deshidrogenación en
presencia de oxigeno (oxidante o no oxidante) , se ha formado ya en la deshidrogenación. Cuando la deshidrogenación se lleva a cabo en presencia de oxigeno, gases inertes (nitrógeno) se introducen a la zona de deshidrogenación con la corriente de gas que contiene oxigeno alimenta, en tanto que el oxigeno puro no se alimente. Además, propano no convertido está presente en la mezcla de gas de producto. La deshidrogenación de propano, en principio, se puede llevar a cabo en cualesquiera tipos de reactor conocidos del ramo anterior. Una descripción comparativamente comprensiva de los tipos de reactor apropiados de conformidad con la invención también está contenida en "Catalytica® Studies División, Oxidative Dehidrogenation and Alternative Dehidrogenation Proceses" (Estudio Número 4192 OD, 1993, 430 Ferguson Drive, Mountain View, Californa 94043-5272, EUA) . La deshidrogenación se puede llevar a cabo como una deshidrogenación oxidante o no oxidante. La deshidrogenación se puede llevar a cabo isotérmicamente o adiabáticamente. La deshidrogenación se puede llevar a cabo catalíticamente en un reactor de lecho fijo, lecho móvil o lecho fluidizado. La deshidrogenación de propano catalítica no oxidante se puede llevar a cabo autotérmicamente con oxígeno siendo alimentado. Sin embargo, también se puede llevar cabo
de manera catalíticamente pura sin que se alimente oxígeno. En la deshidrogenación autoté3rmica, el oxígeno se mezcla adicionalmente con la mezcla de gas de reacción de la deshidrogenación de propano en cuando menos una zona de reacción y el hidrógeno y/o hidrocarburo presente en la mezcla de gas de reacción se somete a combustión cuando menos parcialmente, lo que genera directamente en la mezcla de gas de reacción cuando menos algo del calor requerido para deshidrogenación en la cuando menos una zona de reacción. El gas que comprende oxígeno usado es aire o aire enriquecido con oxígeno con un contenido de oxígeno de hasta 70% en volumen, de preferencia hasta 50% en volumen. Una particularidad del método no oxidante comparado con un método oxidante es que el hidrógeno libre todavía está presente en la salida de la zona de deshidrogenación. En la deshidrogenación oxidante, el hidrógeno libre está presente en la salida de la zona de deshidrogenación. Una forma de reactor apropiada es un reactor tubular de lecho fijo o de haz de tubos. 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 acostumbrados en la deshidrogenhación puramente catalítica, autotérmica, son de alrededor de 10 a 15 cm. Un reactor de haz de tubos de deshidrogenación típico comprende de alrededor de 300 a 1000 tubos de reacción. La temperatura interna en los tubos de reacción típicamente varía en la escala de 300 a 1200°C, de preferencia en la escala de 500 a 1000°C. La presión de trabajo de manera acostumbrada es 0.5 a 12 bar, frecuentemente de 1 a 8 bar, cuando se usa una dilución de vapor baja, o bien de 3 a 8 bar cuando se usa una dilución de vapor elevada (correspondiente al proceso de reforma activa de vapor (proceso STAR) , o el proceso Linde) para la deshidrogenación de propano o butano de Phillips Petroleum Co . Las velocidades espaciales horarias de tas (GHSV) típicas son de 500 a 2000 h"1, basada en el hidrocarburo usado. La geometría de catalizador, por ejemplo, puede ser esférica o cilindrica (hueca o sólida) . La deshidrogenación de propano también se puede llevar a cabo bajo catálisis heterogénea en un lecho fluidizado, de conformidad con el proceso Snamprogetti/Yarsintez-FBD. Apropiadamente, dos lechos fluidizados se operan en paralelo, de los cuales uno está generalmente en el estado de regeneración. La presión de trabajo es típicamente de 1 a 2 bar, la temperatura de
deshidrogenación es generalmente de 550 a 650°C. El calor requerido para la deshidrogenación se puede introducir en el sistema de reacción precalentando el catalizador de deshidrogenación a la temperatura de reacción. El mezclado de una coalimentación que comprende oxígeno permite que se omita el precalentador y el calor requerido sea generado directamente en el sistema de reactor mediante combustión de hidrógeno y/o hidrocarburos en presencia de oxígeno. Si es apropiado, la coalimentación que comprende hidrógeno se puede mezclar adicionalmente . La deshidrogenación de propano se puede llevar a cabo en un reactor dee bandeja. Cuando la deshidrogenación se lleva a cabo autotérmicamente con una corriente de gas oxigenado siendo alimentada, de preferencia se lleva a cabo en un reactor de bandeja. Este reactor comprende uno o más lechos de catalizador sucesivos. El número de lechos de catalizador puede ser de 1 a 20, ventajosamente de 1 a 6, de preferencia de 1 a 4 y en particular de 1 a 3. Los lechos de catalizador de preferencia se hacen fluir a través radial o axialmente por la reacción de gas. En general, dicho reactor de bandeja 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 flecha o en los
espacios anulares de rejillas cilindricas concéntricas. Un reactor de horno de flecha corresponde a un reactor de bandeja con solamente una bandeja. La realización de la deshidrogenación en un solo reactor de horno de flecha corresponde a una modalidad. En una modalidad adicional, preferida, la deshidrogenación se lleva a cabo en un reactor de bandeja que tiene 3 lechos de catalizador. En general, la cantidad del gas oxigenado añadida a la mezcla de gas de reacción se selecciona de tal manera que la cantidad de calor requerida para la deshidrogenación del propano se genera mediante la combustión del hidrógeno presente en la mezcla de gas de reacción y de cualesquiera 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 oxigeno suministrada, basada en la cantidad total de propano, es de 0.001 a 0.5 mol/mol, de preferencia de 0.001 a 0.4 mol/mol, más preferentemente de 0.02 a 0.35 mol/mol. El oxigeno se puede usar en la forma de gas oxigenado que comprende gases inertes, por ejemplo aire o aire enriquecido con oxigeno. El hidrógeno combustionado para generar calor es el hidrógeno formado en la deshidrogenación catalítica de propano y también cualquier hidrógeno adicionalmente agregado
a la mezcla de gas de reacción como gas hidrogenado. La cantidad de hidrógeno presente de preferencia debe ser tal que la relación molar de H2/02 en la mezcla de gas de reacción inmediatamente después de que el gas oxigenado se alimenta es de 1 a 10 mol/mol, de preferencia de 2 a 5 mol/mol. En reactores de múltiples etapas, esto se aplica a cada alimentación intermedia de cualquier gas oxigenado o hidrogenoso . El hidrógeno se somete a combustión catalíticamente. El catalizador de deshidrogenación usado generalmente también cataliza tanto la combustión de los hidrocarburos como de hidrógeno con oxígeno, de modo que en principio ningún catalizador de oxidación especializado se requiere 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 con oxígeno para proporcionar agua en presencia de hidrocarburos. La combustión de estos hidrocarburos con oxígeno para proporcionar CO, C02 y agua, por lo tanto, prosigue solamente hasta un grado menor. El catalizador de deshidrogenación y el catalizador de oxidación pueden estar presentes juntos en una o más zonas de reacción o separadamente en diferentes zonas de reacción.
Cuando la reacción se lleva a cabo en más de una etapa, el catalizador de oxidación puede estar presente solamente en una, en más de una o en todas las zonas de reacción . Se da preferencia a disponer el catalizador que cataliza selectivamente la oxidación de hidrógeno en los puntos en donde hay presiones de oxigeno parciales superiores que los otros puntos en el reactor, en particular cerca del punto de alimentación para el gas oxigenado. El gas oxigenado y/o gas hidrogenado se puede alimentar en uno o más puntos en el reactor. En una modalidad del proceso de conformidad con la invención, hay alimentación intermedia de gas oxigenado y si es apropiado de corriente arriba de gas hidrogenado de cada bandeja de un reactor de bandejas. En una modalidad adicional del proceso de conformidad con la invención, el gas oxigenado y si es apropiado gas hidrogenado se alimentan en la corriente arriba de cada bandeja excepto la primera bandeja. En una modalidad, una capa de un catalizador de oxidación especializado está presente corriente debajo de cada punto de alimentación, seguida por una capa del catalizador de deshidrogenación . En una modalidad adicional, ningún catalizador de oxidación especializado está presente. La
temperatura de deshidrogenación es generalmente de 400 a 1100°C; la presión en el último lecho de catalizador del reactor de bandeja es generalmente de 0.2 a 15 bar, de preferencia de 1 a 10 bar, más preferentemente de 1 a 5 bar. La GHSV es generalmente de 500 a 2000 h-1, y, en operación de carga elevada, aún hasta 100,000 h"1, de preferencia de 4000 a 16, 000 h"1. Un catalizador preferido que cataliza selectivamente la combustión de hidrógeno comprende óxidos y/o fosfatos seleccionados del grupo que consiste en 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 VIII de transición y/o I de la tabla periódica. Los catalizadores de deshidrogenación usados generalmente comprenden un soporte y una composición activa. El soporte generalmente consiste de un óxido resistente al calor u óxido mezclado. Los catalizadores de deshidrogenación de preferencia comprenden un óxido de metal que se selecciona del grupo que consiste en 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 soporte. Las mezclas pueden ser mezclas
físicas o bien fases químicas mixtas tales como óxidos mixtos de óxido de magnesio aluminio u óxido de zinc aluminio. Los soportes preferidos son dióxido de zirconio y/o dióxido de silicio, y se da preferencia particular a mezclas de dióxido de zirconio y dióxido de silicio. La composición activa de los catalizadores de deshidrogenación generalmente comprende uno o más elementos del grupo de transición VIII de la tabla periódica, de preferencia platino y/o paladio, más preferentemente platino. Además, los catalizadores de deshidrogenación pueden comprender uno o más elementos del grupo I principal y/o II de la tabla periódica, de preferencia potasio y/o cesio. Los catalizadores de deshidrogenación pueden comprender además uno o más elementos del grupo de transición III de la tabla periódica incluyendo los lantanuros y actinuros, de preferencia lantano y/o cerio. Finalmente, los catalizadores de deshidrogenación pueden comprender uno o más elementos del grupo III y/o IV principal de la tabla periódica, de preferencia uno o más elementos del grupo que consiste en boro, galio, silicio, germanio, estaño y plomo, más preferentemente estaño. Las geometrías de cuerpo de catalizador configuradas apropiadas son extruidos, estrellas, anillos, sillas, esferas, espumas y monolitos con dimensiones
características de 1 a 100 mm. En una modalidad preferida, el catalizador de deshidrogenación comprende cuando menos un elemento del grupo de transición VIII, cuando menos un elemento del grupo principal I y/o II, cuando menos un elemento del grupo principal III y/o IV y cuando menos un elemento del grupo de transición III incluyendo los lantanuros y actinuros. Por ejemplo, todos los catalizadores de deshidrogenación que se describen por O 99/46039, US 4, 788, 371, EP-A 705 136k, 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 se pueden usar de conformidad con la invención. Los catalizadores particularmente preferidos para las variantes arriba descritas de deshidrogenación de propano autotérmica son los catalizadores de conformidad 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 añadido sirve como un portador de calor y soporta la gasificación de depósitos orgánicos en los catalizadores, que contrarresta la carbonización de los catalizadores y aumenta el tiempo en corriente de los
catalizadores. Esto convierte los depósitos orgánicos a monóxido de carbono y dióxido de carbono. La dilución con vapor desplaza el equilibrio hacia los productos de la deshidrogenación. El catalizador de deshidrogenación se puede regenerar de una manera en si conocida. Por ejemplo, se puede añadir vapor a la mezcla de gas de reacción o un gas que comprende oxígeno se puede pasar de vez en cuando sobre el lecho de catalizador a temperatura elevada y el carbono depositado quemado. Después de la regeneración, el catalizador se reduce con un gas hidrogenado si es apropiado. La corriente b de gas de producto se puede separar en dos subcorrientes, en cuyo caso una subcorriente se recicla hacia la deshidrogenación autotérmica, correspondiente al método de gas de ciclo deescrito en DE-A 102 11 275 y DE-A 100 28 582. La deshidrogenación de propano se puede llevar a cabo como una deshidrogenación oxidante. La deshidrogenación de propano oxidante se puede llevar a cabo orno una deshidrogenación oxidante homogénea o como una deshidrogenación oxidante heterogéneamente catalizada. Cuando la deshidrogenación de propano en el proceso de conformidad con la invención está configurada como una
oxideshidrogenación homogénea, esto, en principio, se puede llevar a cabo como se describe en los documentos US-A 3,798,283, CN-A 1,105,352, Catálisis Aplicada, 70 (2), 1991, p. 175 a 87, Catálisis Hoy 13, 1992, p. 673 a 678 y la solicitud anterior DE-A 1 96 22 331. La temperatura de la oxidehidrogenación homogénea es generalmente de 300 a 700°C, de preferencia de 400 a 600°C, más preferentemente de 400 a 500°C. La presión puede ser de 0.5 a 100 bar o de 1 a 15 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 es típicamente de 0.1 o 0.5 a 20 seg, de preferencia de 0.1 o 0.5 a 5 seg. El reactor utilizado puede ser, por ejemplo, un reactor de haz de tubos tal como un reactor de haz de tubos con fusión de sal como un portador de calor, o un reactor de horno de flecha con enfriamiento intermedio. La relación de propano a oxígeno en la mezcla de partida que se va a usar puede ser de 0.5:1 a 40:1. La relación molar de propano a oxígeno molecular en la mezcla de partida es de preferencia < 6:1, más preferentemente < 5:1. En general, la relación antes mencionada será > 1:1, por ejemplo > 2:1. La mezcla de partida puede comprender además,
constituyentes substancialmente inertes tales como H20, C02, CO, N2, gases nobles y/o propeno . Es favorable para una deshidrogenación oxidante 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. Los materiales superficiales particularmente favorables son alúminas, cristal de curazo, borosilicatos, acero inoxidable y aluminio. Cuando la primera etapa de reacción en el proceso de conformidad con la invención está configurada como una oxideshidrogenación heterogéneamente catalizado, esta puede llevarse a cabo, en principio, como se describe en los documentos US-A 4,788,371, CN-A 1073893, Catálisis Letters 23 (1994) 103-106, . Zhang, Gaodeng Xuexiao Hauxue Xuebao, 14 (1993) 566, Z. Huang, Siyou Haugong, 21 (1992) 5692, O 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 Catálisis 167, 560-169 81997), J. Of Catálisis 167, 550-559 (1997), Topics in Catálisis 3 81996) 265-275, US-A 5,086,032, Catálisis Ltters 10 81991) 181-192, Ind. Eng . Chem. Res. 1996, 35, 14-18, US-A 4,255,284, Applied Catálisis A: General, 100 (1993) 111-130, J. Of Catalysis 148, 56-67 81994), V. Cortés Corberán y S. Vic Bellón (Editores) , New Developments in Selective
Oxidation II, 1994, Elsevier Science B.V., p. 305-313, 334 World Congress on Oxidation Catalysis R. K. Grasselli, S.T. Oyama, A.M. gaffney y J. E. Lyons (Editores), 1997, Elsevier Science B.V., p. 375 ff. En particular, todos los catalizadores de oxideshidrogenación especificados en los documentos antes mencionados se pueden usar. La declaración hecha para los documentos arriba mencionados también se aplica a: a) Otsuka, K.; Uragami, Y.; Komatsu, T . ; Hatano, M. en Natural Gas Conversión, Stud. Surf. Sci. Catal.; A. ; Jens, K.-J.; Kolboe, S., Eds . ; Elsevier Science: Ámsterdam, 1991; Vol . 61, p 15; b) Seshan, K.; Swaan, H.M.; Smits, R.H.H.; van Ommen, J.G.; Ross, J. R.H. en New Developments in Selective Oxidation; Stud. Surf. Scie. Catal.; ti, G. ; Trifiró, F., Eds; Elsevier Science: Ámsterdam 1990, Vol. 55, p. 505; c) Smits, R.H.H.; Seshan, K.; Ross, J.R.H. en New Developments in Selective Oxidation by Heterogeneous Catalysis; Stud. Surf. Sci. Catal; Ruiz, P.; Delmon, 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 Slective 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. ; Trifiro,
F. Proceedings, Symposium on Catalytic Selective Oxidation, Washington, DC; American Chemical Society: Washington, DC, 1992; p 1242; g) Ind. Eng. Chem. Res. 1996, 35, 2137-2143 y h) Symposium on Heterogeneous Hydrocarbon Oxidation Presented before the División of Petroleum Chemistry, Inc. 211th National Meeting, American Chemical Society New Orleans, LA, marzo 24-29, 1996. Los catalizadores de oxideshidrogenación particularmente apropiados son las composiciones dé óxido de multimetal o catalizadores A de DE-A 1 97 53 817, y las composiciones de óxido de multimetal o catalizadores A especificados como se prefiere son muy particularmente favorables. En otras palabras, las composiciones activas útiles son en particular composiciones de óxido de multimeal
particulares de la fórmula general I M^Md-^bOx (I) en donde m1 = Co, Ni, Mg, Zn, Mn y/o Cu, M2 = W, V, Te, Nb, P, Cr, Fe, Sb, Ce, Sn h/Uo La, a = de 0.5 a 1.5, b = de 0 a 0.5 y x = un número que se determina mediante la valencia y la frecuencia de los elementos en I distintos a oxigeno. Composiciones de óxido de multimetal adicionales apropiadas como catalizadores de oxideshidrogenación se especifican abajo: Los catalizadores de óxido de multimetal apropiados de Mo-V-Te/Sb-Nb-0 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 0 608 838, 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 multimetal apropiados de Mo-V-Nb-Ose describen, entre otros, en E.M. Thorsteinson, T. P. ilson, F. G. Young, P. H. Kasel, Journal of Catálisis
52 (1978), páginas 116-132, y en US 4,250, 346 y EP-A 0 294
845. Los catalizadores de óxido de multimetal apropiados
de Ni-X-0 en donde X = Ti, Ta, Nb, Co, Hf, W, Y, Zn, Zr, Al, se describen en WO 00/48971. En principio, las composiciones activas apropiadas se pueden preparar de una manera sencilla obteniendo de fuentes apropiadas de sus componentes una mezcla seca muy intima, de preferencia finamente dividida correspondiente a la estequiometria y calcinándola a temperaturas de 450 a 1000°C. La calcinación se puede efectuar ya sea bajo gas inerte o bajo una atmósfera oxidante, por ejemplo aire (mezcla de gas inerte y oxigeno) , y también bajo una atmósfera reductora (por ejemplo mezcla de gas inerte, oxigeno y NH3, CO y/o H2) . Las fuentes útiles para los componentes de las composiciones 1 activas de óxido de multimetal incluyen óxidos y/o aquellos compuestos que se pueden convertir en óxidos mediante calentamiento, cuando menos en presencia de oxigeno. Además de los óxidos, dichos compuestos de partida útiles son en particular haluros, nitratos, formatos, oxalatos, citratos, acetatos, carbonatos, sales complejas de amina, sales de amonio y/o hidróxidos. Las composiciones de óxido de multimetal se pueden usar para el proceso de conformidad con la invención ya sea en forma de polvo o configuradas a ciertas geometrías de catalizador, y esta configuración se puede efectuar antes o
después de la calcinación final. Las geometrías de catalizador no soportado apropiadas son, por ejemplo, cilindros sólidos o cilindros huecos que tienen un diámetro externo y una longitud de 2 a 10 mm. En el caso de los cilindros huecos, un espesor de pared de 1 a 3 mm es apropiado. Las geometrías de cilindro hueco apropiadas 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 sustentado, desde luego puede también tener geometría esférica, en cuyo caso el diámetro de esfera puede ser de 2 a 10 mm. La composición activa pulverulenta o su composición precursora pulverulenta que todavía se va a calcinar, desde luego, también se puede configurar aplicando soportes de catalizador inerte previamente configurados. El espesor de capa de la composición en polvo aplicada a los cuerpos de soporte se selecciona apropiadamente dentro de la escala de 50 a 500 mm, de preferencia dentro de la escala de 150 a 250 mm. Los materiales de soporte útiles incluyen los óxidos de aluminio acostumbrados porosos o no porosos, 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, dando preferencia a cuerpos de soporte regularmente configurados que tienen distinta aspereza superficial, por ejemplo esferas, cilindros huecos o soportes que tienen generalmente dimensiones en la escala de 1 a 100 mm. Es apropiado usar soportes esféricos, substancialmente no porosos, de superficie áspera de esteatita, cuyo diámetro es de 1 a 8 mm, de preferencia de 4 a 5 mm. La temperatura de reacción de la oxideshidrogenación heterogéneamente catalizada de propano es generalmente de 300 a 600°C, típicamente de 350 a 500°C. La presión es de 0.5 a 10 bar, de preferencia de 1 a 10 bar, por ejemplo de 1 a 5 bar. Las presiones superiores a 1 bar, por ejemplo de 1.5 a 10 bar, se han encontrado que son particularmente ventajosas. En general la oxideshidrogenación heterogéneamente catalizada de propano se efectúa sobre un lecho de catalizador fijo. El último se deposita apropiadamente en los tubos de un reactor de haz de tubos, como se describe, por ejemplo, en EP-A 700 893 y en 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 es normalmente de 0.5 a 20 seg. La relación de propano a oxígeno en la mezcla de gas de reacción
de partida que se va a usar para la oxideshidrogenación heterogéneamente catalizada de propano, de conformidad con la invención, puede ser de 0.5:1 a 40:1. Es ventajoso cuando la relación molar de propano a oxigeno molecular en la mezcla de gas de partida es < 6:1, de preferencia < 5:1. En general, la relación antes mencionada es > 1:1, por ejemplo 2:1. La mezcla de gas de partida puede comprender además, constituyentes substancialmente inertes tales como H20, C02, CO, N2, gases nobles y/o propeno. Además, los hidrocarburos de Ci, C2 y C también pueden estar comprendidos hasta un grado pequeño. En la deshidrogenación de propano, se obtiene una mezcla de gas que generalmente tiene la siguiente composición: de 5 a 95% en volumen de propano, de 1 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, de 0 a 30% e3n volumen de hidrógeno, y de 0 a 70% en volumen de gases inertes . En la deshidrogenación de propano autotérmica, se obtiene una mezcla de gas que generalmente tiene la siguiente composición: de 10 a 80% en volumen de propano, de 1 a 40% 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 0.1 a 70% en volumen de vapor, de 1 a 30% en volumen de hidrógeno, y también de 0 a 50% en volumen de gases inertes (en particular nitrógeno) . Cuando sale de la zona de deshidrogenación, la corriente b de gas de producto está generalmente bajo una presión de 1 a 20 bar, de preferencia de 1 a 10 bar, más preferentemente de 1 a 5 bar, y tiene una temperatura en la escala de 400 a 700°C. En la parte C) del proceso, el vapor se elimina inicialmente de la corriente b de gas de producto para obtener una corriente c de gas de producto agotada en vapor. La remoción de vapor se lleva a cabo mediante condensación, mediante enfriamiento y si es apropiado compresión precedente de la corriente b de gtas de producto, y se puede llevar a cabo en una o más etapas de enfriamiento y si es apropiado compresión. En general, la corriente b de gas de producto se enfria para este propósito a una temperatura en la escala de 0 a 80°C, de preferencia de 10 a 65°C. Además, la corriente de gas de producto se puede comprimir, por ejemplo a una presión en la escala de 2 a 40 bar, de preferencia de 5 a 20 bar, más preferentemente de 10 a 20 bar. En una modalidad del proceso de conformidad con la
invención, la corriente b de gas de producto se hace pasar a través de una batería de intercambiadores térmicos e inicialmente enfriada inicialmente de esta manera a una temperatura en la escala de 50 a 200°C y subsecuentemente enfriarse adicionalmente en una torre de enfriamiento rápido con agua a una temperatura de 40 a 80°C, por ejemplo 55°C. Esto condensa fuera 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 térmicos apropiados son, por ejemplo, intercambiadores térmicos directos e intercambiadores térmicos de contra corriente, tales como intercambiadores térmicos de contra corriente de gas-gas, y enfriadores de aire . Se obtiene una corriente c de gas de producto agotada en vapor. Esta generalmente comprende todavía de 0 a 10% en volumen de vapor. Para la remoción virtualmente completa de agua a partir de la corriente c de gas de producto cuando se utilizan ciertos solventes en el paso D) , se puede proporcionar un secado por medio de tamiz molecular o membranas . En una parte de proceso, D) , los constituyentes de gas no condensables o de baja ebullición tales como
hidrógeno, oxigeno, monóxido de carbono, dióxido de carbono, nitrógeno y los hidrocarburos de baja ebullición (metano, etano, eteno) se separan de los hidrocarburos de C3 por medio de un absorbente de ebullición elevada en un ciclo de absorción/desorción para obtener una corriente di que comprende los hidrocarburos de C3 y adicionalmente también cantidades pequeñas de etano y eteno, y una corriente d2 de gas de desprendimiento que comprende los constituyentes de gas no condensables y de baja ebullición. A este fin, en una etapa de absorción, la corriente c de gas se pone en contacto con un absorbente inerte, y los hidrocarburos de C3 y también cantidades pequeñas de los hidrocarburos de C2 se absorben en un absorbente inerte para obtener un absorbente cargado con hidrocarburos de C3 y un gas d2 de desprendimiento que comprende los constituyentes de gas restantes. Estos son esencialmente óxidos de carbono, hidrógeno, gases inertes y también hidrocarburos de C2 y metano. Ciertas cantidades de propano y propeno también pueden estar comprendidos en la corriente d2, puesto que la remoción generalmente no es totalmente completa. En una etapa de desorción, los hidrocarburos de C3 se liberan nuevamente del absorbente. Los absorbentes inertes utilizados en la etapa de
absorción son generalmente solventes no polares de ebullición elevada en los que la mezcla de hidrocarburo de C3 a remover tiene una solubilidad distintivamente superior qu7e los substituyentes de gas restantes a remover. La absorción se puede efectuar sencillamente haciendo pasar la corriente c a través del absorbente. Sin embargo, también se puede efectuar en columnas. Es posible trabajar en cocorriente, contra corriente o corriente cruzada. Las columnas de absorción apropiadas son, por ejemplo, columnas de bandeja que tienen tapa de burbuja, bandejas de válvula y/o tamiz, columnas que tienen empaques estructurados, por ejemplo empaques de tela o empaques de metal de hoja que tienen un área superficial especifica de 100 a 1000 m2/m3, tal como Mellapak® 250 Y, y columnas que tienen empaque aleatorio, por ejemplo que tienen esferas, anillos o soportes hechos de metal, plástico o cerámica como empaques aleatorios. Sin embargo, el aparato de absorción útil también incluye torres de goteo y de aspersión, absorbedores de bloque de grafito, absorbedores superficiales tales como absorbedores de película gruesa y película delgada, y columnas de burbuja con y sin internos. La columna de absorción de preferencia tiene una sección de absorción y una sección de rectificación. Para aumentar el enriquecimiento de hidrocarburos de C3 en el
solvente mediante el método de una rectificación, entonces es posible introducir calor hacia el fondo de la columna. Alternativamente, una corriente de gas de depuración se puede alimentar hacia el fondo de la columna, por ejemplo compuesto de nitrógeno, aire, vapor o mezclas de propano/propeno . De esta manera, el absorbente cargado se pone en contacto con la corriente de gas de depuración en la sección de rectificación déla columna de absorción. Esto depura los hidrocarburos de C2~ fuera del absorbente cargado. Una porción del producto superior se puede condensar e introducir como reflujo nuevamente a la parte superior de la columna a fin de restringir las pérdidas de solvente. Los absorbentes apropiados son solventes orgánicos comparativamente no polares, por ejemplo alquenos de C4-Ci8 alifáticos, nafta o hidrocarburos aromáticos tales como las fracciones de petróleo medias de destilación de parafina, o éteres que tienen grupos voluminosos, o mezclas de estos solventes, a cada uno de los cuales se puede añadir un solvente polar tal como 1,2-ftalato de dimetilo. Absorbentes apropiadeos adicionales son ésteres de ácido benzoico y ácido itálico con alcanoles de Ci-C8 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, sus derivados de cloro, y también triarilalquenos . Un absorbente apropiado es una mezcla de bifenilo y éter de difenilo, de preferencia en la composición azeotrópica, por ejemplo en el Diphyl® comercialmente disponible. Esta mezcla de solvente frecuentemente comprende ftalato de dimetilo en una cantidad de 0.1 a 25% e3n peso. Los absorbentes apropiados son también butanos, pentanos, hexanos, heptanos, octanos, nonanos, decanos, undecanos, dodecanos, tridecanos, tetradecanos, pentadecanos , hexadecanos, heptadecanos y octadecanos, o fraciones que se obtienen de corrientes dee refinería y comprenden los alcanos lineales mencionados como componentes principales. Los absorbentes preferidos son hidrocarburos de C8-Ci0; se da preferencia particular a hidrocarburos de Cg, en particular nonanos. Para desorber los hidrocarburos de C3, el absorbente cargado se calienta y/o descomprime a una presión inferior. Alternativamente, la desorción también se puede efectuar mediante depuración, típicamente con vapor, o en una combinación de descompresión, calentamiento y depuración, en uno o más pasos de proceso. Por ejemplo, la desorción se puede llevar a cabo en dos etapas, en cuyo caso la segunda etapa de desorción se lleva a cdabo a una presión inferior
que la primera etapa de desorción y el gas de desorción de la segunda etapa se recicla hacia la etapa de absorción. El absorbente regenerado en la etapa de desorción se recicla hacia la etapa de absorción. Si es apropiado, una porción de esta corriente de absorbente que puede comprender hidrocarburos de C4+ se descarga, trabaja y recicla, o se descarta . En una variante de proceso, el paso de desorción se lleva a cabo descomprimiendo y/o calentando el absorbente cargado. En una variante de proceso adicional, la depuración se efectúa adicionalmente con vapor. En una variante de proceso adicional, el absorbente cargado con hidrocarburos de C3, antes de la desorción, se comprime a una presión que se necesita en una de las siguientes etapas, por ejemplo, la separación de propano/propeno (paso G) . La remoción D) generalmente no es totalmente completa, de modo que, dependiendo del tipo de remoción, cantidades pequeñas o aún solamente vestigios de los constituyentes de gas adicionales, en particular los hidrocarburos de baja ebullición, pueden estar presentes en la corriente di de hidrocarburo de C3. Para remover el hidrógeno comprendido en la
corriente d2 de gas de desprendimiento, si es apropiado después de que se ha enfriado, por ejemplo, se puede hacer pasar en un intercambiador térmico indirecto a través de una membrana, generalmente configurada como un tubo, que es permeable solamente a hidrógeno molecular. El hidrógeno molecular removido de esta manera, si se requiere, se puede usar cuando menos parcialmente en la deshidrogenación o bien enviarse a otra utilización, por ejemplo a la generación de energía eléctrica de celdas de combustible. Alternativamente, la corriente d2 de gas de desprendimiento se puede incinerar. En una parte de proceso, E) , la corriente di de gas se enfría, y adicionalmente se puede comprimir en una o más etapas de compresión adicionales. Esto proporciona una corriente el de hidrocarburo de C3 gaseosa o una corriente el de condensado líquido compuesta de hidrocarburos de C3. La corriente el también puede comprender cantidades pequeñas de hidrocarburos de C2. Además, una corriente e2 de condensado acuoso y, si es apropiado, cantidades pequeñas de una corriente e3 de gas de desprendimiento se puede obtener. La corriente e2 de condensado acuoso generalmente se obtiene cuando los gases disueltos se separan en el paso D) con vapor para desorción. La compresión, a su vez, se puede efectuar en una o
más etapas. En general, la compresión se efectúa sobre todo desde una presión en la escala de 1 a 29 bar, de preferencia de 1 a 10 bar, a una presión en la escala de 12 a 30 bar. Cada etapa de compresión es seguida por una etapa de enfriamiento en la que la corriente de gas se enfria a una temperatura en la escala de 15 a 80°C, de preferencia de 15 a 60°C. Subsecuentemente, la mezcla de gas comprimido se enfria a una temperatura de -10°C a 60°C, de preferencia de -10°C a 30°C. Las corrientes el y e2 de condensado liquido se separan una de la otra en un aparato de separación de fase. Sin embargo, la corriente di de gas también se puede enfria solamente, de preferencia cuando los gases disueltos se desorben en la parte de proceso D) a presión elevada . En una parte de proceso, F) , la corriente el de hidrocarburo de C3 gaseoso o liquido se alimenta hacdia una primera zona de destilación y se separa de manera de destilación hacia una corriente fl que comprende los hidrocarburos de C3 propano y propeno, y una corriente f2 que comprende los hidrocarburos de C2 etano y eteno. A este fin, la corriente el de hidrocarburo de C3 se alimenta generalmente hacia una columna de separación de C2/C3 que tiene típicamente de 20 a 80 placas teóricas, por ejemplo
aproximadamente 60 placas teóricas. Esta columna generalmente se opera a una presión en la escala de 10 a 30 bar, por ejemplo a aproximadamente 20 bar, y una relación de reflujo de 2-70. La temperatura inferior es generalmente de 40 a 100°C, por ejemplo aproximadamente 60°C, la temperatura superior de -20 a 10°C, por ejemplo aproximadamente 10°C. Una corriente fl compuesta de propano y propeno se obtiene como la corriente de atracción inferior que tiene un contenido total de etano/eteno de generalmente <5000 ppm, de preferencia < 1000 ppm, más preferentemente < 500 ppm. La corriente f2, que de preferencia se obtiene como la corriente de atracción superior, todavía puede comprender ciertas cantidades de propano y propeno y se puede reciclar a la etapa de absorción para remoción de las mismas. La parte de proceso F) también se puede omitir, en particular cuando la corriente di o el solamente tiene un contenido bajo de hidrocarburos de C2. En una parte de proceso, G) , la corriente el o f1 • de hidrocarburo de C3 se alimenta en una segunda zona de destilación y se separa por destilación hacia una corriente gl que comprende propeno y una corriente g2 que comprende propano. A este fina, la corriente fl de hidrocarburo se alimenta generalmente hacia una columna de separación de C3
("divisor de C3") que tiene típicamente de 80 a 150 placas teóricas, por ejemplo aproximadamente 100 placas teóricas. Esta columna generalmente se opera a una presión en la escala de 10 a 30 bar, por ejemplo a aproximadamente 250 bar, y una relación de reflujo de 2-50. La temperatura inferior es generalmente de 40 a 100°C, por ejemplo aproximadamente 68°C, la tempe3ratura superior de 30 a 60°C, por ejemplo aproximadamente 60 °C. En lugar de una sola columna de separación de C3, dos columnas de separación de C3 también se pueden utilizar, en cuyo caso la primera columna se opera a una presión relativamente elevada, por ejemplo 25 bar, y la segunda columna se opera a una presión relativamente baja, por ejemplo 18 bar (método de 2 columnas) . La atracción superior de la primera columna se licúa en el calentador inferior de la segunda columna, y la atracción inferior de la primera columna se alimenta hacia la segunda columna. Alternativamente, también es posible un método con compresión de vapor . En una parte de proceso, H) , la corriente g2 y una corriente de propano fresca se puede alimentar hacia una tercera zona de destilación, en la que una corriente que comprende hidrocarburos de C4+ se remueve de manera de destilación y la corriente a de gas de alimentación se
obtiene con un contenido de propano muy elevado. La corriente g2 reciclada en este caso se evapora antes de la entrada hacia la tercera zona de destilación. Esto puede proporcionar una corriente de refrigerante que se puede usar para enfiar en otro punto, por ejemplo para enfriar en la parte superior de la columna de separación de C2/C3. La invención se ilustra con detalle por el ejemplo que sigue. Ej emplo La variante, mostrada en la figura 1, del proceso de conformidad con la invención se simuló mediante cálculo. Los parámetros de proceso abajo se supusieron. Se supone una capacidad de la planta de 348 kt/a de propeno a tiempo de corrida de 8000 h, correspondiente a 43,447 kg/h de propeno. Además de 98% en peso de propano, la corriente 1 de propano fresco comprende aproximadamente 2% en peso de butano. La corriente 1 de propano fresco se mezcla con la corriente 24 de reciclado de propano del divisor 37 de C3 y se alimenta a la columna 30 de separación de C3/C4. En la columna 30 de separación de C3/C4 que tiene 40 placas teóricas y se opera a una presión de operación de 10 bar y una relación de reflujo de 0.4, una corriente 4 de ebullición
3
superior se remueve y una corriente 3 de propano que tiene un contenido de butano de solamente 0.01% en peso se obtiene de esta manera. La corriente 3 de propano se precalienta a 450°C, entra a la zona 31 de deshidrogenación y se somete a una deshidrogenación autotérmica. A este fina, un gas 6 oxigenado y vapor 5 se alimentan hacia la zona 31 de deshidrogenación. La conversión de la deshidrogenación, basada en propano, es 40%; la selectividad de formación de propeno es 90%. Además, 5% de productos de fraccionación catalítica y 5% de óxidos de carbono se forman mediante combustión total. La concentración de agua en el gas de salida de la zona de deshidrogenación es aproximadamente 11% 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 de producto es 600°C. La corriente 7 de gas de producto se enfría y comprime en la compresora 32 empezando desde una presión de 2.0 bar en 3 etapas a una presión de 15 bar. Después de la primera y la segunda etapa de compresora, se efectúa el enfriamiento en cada caso a 55°C. Esto proporciona un condensado 9 acuoso que se descarga del proceso. La corriente 8 de gas comprimido y enfriado se pone en contacto en la columna 33 de absorción con tetradecano 21 como el absorbente. Los gases no absorbidos se extraen como corriente
11 de gas de desprendimiento a través dee la parte superior de la columna; el absorbente cargado con los hidrocarburos de C3 se retira a través del fondo de la columna y se alimenta a la columna 34 de desorción. En la columna 34 de desorción, la descompresión a una presión de3 4 bar y depuración con vapor a presión elevada alimentado como corriente 13 desorbe los hidrocarburos de C3 para obtener una corriente3 14 compuesta de absorbente regenerado y una corriente 12 compuesta de hidrocarburos de C3 y vapor. El absorbente 14 regenerado se suplementa por absorbente 22 fresco y se recicla hacia la columna 33 de absorción. En la parte superior de la columna de desorción, el gas se enfria a 45°C, que condensa absorbente 14 adicional También se obtiene una fase acuosa que se remueve en un separador de fase y se descarga del proceso como corriente 15. Subsecuentemente, la corriente 12 se comprime en dos etapas a una presión de 16 bar y se enfria a una temperatura de 40°C. Esto proporciona una pequeña corriente 18 de gas de desprendimiento, una corriente 17 de agua de desperdicio y una corriente 16 de hidrocarburo de C3 liquido. Una corriente 20 de hidrocarburo de C? que adicionalmente comprende ciertas cantidades de hidrocarburos de C3 se remueve de la corriente 16 de hidrocarburo de C3 a
través de la parte superior de una columna 36 de separación de C2/C3 que tiene 30 placas teóricas a 16 bar y una relación de reflujo de 63. La corriente 20 se recicla hacia la columna 33 de absorción, en donde los hidrocarburos de C3 comprendidos en la corriente 20 se separan. La temperatura de fondo en la columna 36 de separación de C2/C3 es 42°C, la temperatura en la parte superior -4°C. El contenido de etano residual de la corriente 19 de atracción de fondo es 0.01% en peso. La corriente 19 de atracción de fondo se alimenta a una columna de separación de propano/propeno que tiene 120 placas teóricas, que se opera a 16 bar con una relación de reflujo de 22. La temperatura de fondo es 46°C, la temperatura de la parte superior 38°C. En la parte superior, una corriente 23 de propeno que tiene una pureza de 99.5% en peso de propeno se obtiene. La corriente 24 de atracción de fondo comprende aproximadamente 98.5% en peso de propano y se recicla hacia la zona 31 de deshidrogenación .
Cuadro 1
Corriente No. 1 ! 2 3 4 5 6 7 8
Cantidad {kgh} 55060 133873 132763 1110 13157 79714 225633 200180
BÜ1FANO 0.0200 0.0083 0.0001 0.9885 0.0000 0.0000 0.0001 0.0001
PROFANO 0.9800 0.9829 0.9910 0.0100 0.0000 0.0000 0.3499 0.3943
PROPENO 0.0000 0.0088 0.0089 0.0000 0.0000 0.0000 0.2056 0.2317
AGUA 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 1.0000 0.0000 0.1140 0.0016
ETENO 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0037 0.0042
ETANO 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0080 0.0089
TDK 0.0000 0.0000 0.0000 0.0015 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
C02 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 o.oooo 0.0233 0.0262
H2 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0055 0.0062
02 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.2000 0.0000 0.0000
N2 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.8000 0.2826 0.3186
CO 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0074 0.0084
Temperatura (°C) 20.0 30.0 26.9 78.2 350.0 600.0 600.0 30.0
Presión (bar) | IQ.O 10.0 10.0 10.0 3.0 i 3.0 I 2.4 14.8
Cuadro continúa
Corriente No. 9 10 11 12 13 14 15 16
Cantidad (kg/h) 25452 923770 77827 124294 10000 800668 8808 122983
BUTANO 0.0001 0.0000 0.0000 0.0001 0.0000 0.0000 0.0002 0.0001
PROPANO 0.0001 0.0843 0.0145 0.6262 0.0000 0.0000 0.0002 0.6326
PROPENO 0.0002 0.0487 0.0249 0.3584 0.0000 0.0005 0.0002 0.3620
AGUA 0.9988 0.0004 0.0030 0.0104 1 .0000 0.0003 0.9979 0.0004
ETENO 0.0000 0.0001 0.0108 0.0011 0.0000 0.0000 0.0000 0.001 1
ETANO 0.0009 0.0005 0.0225 0.0038 0.0000 0.0000 0.0006 0.0038
TDK 0.0000 0.8660 0.0000 0.0001 0.0000 0.9991 0.0009 0.0000
C02 0.0000 0.0000 0.0675 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
H2 0.0000 0.0000 0.0159 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
02 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
N2 0.0000 0.0000 0.8194 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
CO 0,0000 0.0000 0.0215 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
Temperatura (UC) 54.2 49.7 36.0 45.0 264.0 150.0 45.0 41.5
Presión (bar) 14.8 14.8 14.8 3.9 50.0 4.0 3.9 16.1
Cuadro continúa
Corriente No. 17 18 1 9 20 21 22 23 24
Cantidad (kg h) 1261 50 122260 723 800694 26 43447 78813
BUTANO 0.0004 0.0000 0.0001 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0001
PROPANO 0.0025 0.5723 0.6361 0.0354 0.0000 0.0000 0.0035 0.9849
PROPENO 0.0016 0.4061 0.3633 0.1500 0.0005 0.0000 0.9950 0.0150
AGUA 0.9819 0.0021 0.0004 0.0000 0.0003 0.0000 0.0012 0.0000
ETE O 0.0000 0.0065 0.0000 0.1894 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
ETANO 0.0032 0.0130 0.0001 0.6252 0.0000 0.0000 0.0003 0.0000
TDK 0.0105 0.0000 0.0000 0.0000 0.9991 1 .0000 0.0000 0.0000
C02 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
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