SISTEMA DE PRODUCCIÓN DE SUSTANCIAS QUÍMICAS CON MÚLTIPLES REACTORES
Referencia cruzada a solicitudes relacionadas Esta solicitud reclama prioridad de la solicitud de patente provisional estadounidense No. 60/720,330, presentada el 23 de septiembre de 2005, cuya totalidad está expresamente incorporada aquí mediante referencia. Antecedentes de la invención Es raro en un proceso químico que el proceso utilice cantidades estequiométricas de reactantes con conversión esencialmente completa en un solo reactor. Por lo tanto, cuando los reactivos constituyen un costo significativo del proceso, con frecuencia el material que no ha reaccionado se recicla hacia el reactor, usualmente después de algún tipo de separación física del producto deseado del material que no ha reaccionado. Algunas veces, esta separación se puede lograr internamente dentro del reactor, por ejemplo, cuando los reactantes son gaseosos, el producto está en forma líquida en las condiciones de la reacción y es retirado continuamente, y se utiliza un reactor con tanque agitado con impulsores para inducción de gas. En esta situación particular, la separación física y el reciclaje ocurren dentro del tanque reactor. Alternativamente, la separación y reciclaje del reactante puede tener lugar de manera externa al reactor. Un ejemplo de esta configuración podría ser un reactor con tapón de flujo en fase
gaseosa en donde el producto puede ser condensado a partir de la fase gaseosa por enfriamiento. Los gases que no reaccionaron pueden ser comprimidos nuevamente entonces, y es posible regresarlos al menos parcialmente hacia la entrada del reactor, quizás después de otro acondicionamiento, tal como purificación o separación química . Hay varias razones por las cuales las cantidades de reactantes utilizados en el reactor para formar el producto final deseado raramente son estequiométricas. Podría ser que las limitaciones de presión de vapor requieran una reacción no estequiométrica. Por ejemplo, en las hidrogenaciones de fase gaseosa a alta presión de una sustancia orgánica con alto punto de ebullición , el hidrógeno estará presente en una gran cantidad en exceso aún a pesar de que un solo paso de alto grado de conversión del reactante es posible teóricamente. Una razón alternativa sería que la reacción está limitada en su equilibrio. Por ejemplo, en esterificaciones catalizadas en ácido el alcohol frecuentemente está en exceso para lograr un alto grado de conversión del ácido. Si bien puede ser posible lograr un alto grado de conversión de los reactantes en una reacción limitada por el equilibrio al producto final deseado, que utilice de manera económica una gran cantidad en exceso de los reactantes, una posibilidad alternativa es la eliminación de uno de los productos de la reacción . Por ejemplo, el gas que se desprende podría extraer el agua de una reacción de esterificación para cambiar continuamente las condiciones en el
reactor fuera de o lejos del equilibrio, y de esta forma llevar la reacción hacia la conversión total. Sin embargo, cuando no se puede extraer un producto in-situ para llevar el equilibrio hacia la conversión total , entonces es probable que se logre un alto grado de conversión general solamente mediante separación del producto de la mezcla reactante y el reciclaje subsiguiente del material que no reaccionó hacia el reactor.
Adicionalmente, aún cuando una reacción de equilibrio tenga ciertas condiciones o aspectos que son favorables para un alto grado de conversión en el producto final deseado, la cinética de la reacción puede sugerir que una tasa de producción total mayor o mejores economías de proceso se pueden lograr corriendo un reactor en condiciones que favorecen una conversión relativamente baja de los reactantes y luego reciclando el material que no ha reaccionado después de la separación física del producto. Algunos ejemplos de reacciones o procesos de este tipo en donde la conversión de los reactantes en el producto deseado solamente es parcial , y en las cuales permanecen cantidades significativas de material que no ha reaccionado y que puede ser reciclado hacia el reactor después de la separación física del producto incluyen la reacción del gas de la síntesis en metanol, dimetil éter, mezclas de ellos, ceras Fischer-Tropsch y amoniaco. Usando la reacción limitada por el equilibrio para la producción de metanol como un ejemplo, debido a que el métanol es una de la sustancias químicas de mayor producción en volumen en el mundo
hoy, la conversión de metanol se lleva a cabo comúnmente en un proceso de dos pasos. En un primer paso, el metano es reformado con agua o es oxidado parcialmente con oxígeno para producir monóxido de carbono e hidrógeno, con algo de dióxido de carbono y metano residual , (es decir, gas de síntesis o "syn-gas"). En un segundo paso, el gas de síntesis se convierte en metanol . El segundo paso de convertir el gas de síntesis en metanol es un proceso bien conocido. Comúnmente implica un proceso catalítico que utiliza un catalizador a base de cobre, tal como un catalizador que contiene una mezcla reducida de óxido de zinc/óxido de cobre, entre otras. Para proporcionar la producción óptima de metanol a partir de esta reacción, la reacción se lleva a cabo comúnmente a presiones dentro del rango de 40-1 00 bar y a temperaturas por encima de 200 grados C y por debajo de 320 grados C, siendo el más común un rango de temperatura de entre 220 y 280 grados C. La producción del gas de síntesis en sí, se lleva a cabo comúnmente a presiones dentro del rango de 20-40 Bar dependiendo de la tecnología reformadora que se utilice. Debido al mecanismo particular de la reacción para la producción de metanol , la reacción no avanza hasta su terminación , dado que la concentración de metanol producido está limitada por el equilibrio. Específicamente, la cantidad de metanol contenida en el gas producido que sale del reactor incluye aproximadamente 6-8 % molar del gas total , si bien ésta puede ser mayor. Este metanol se retira de la corriente de gas producido condensándolo mediante
enfriamiento de la corriente de gas producida hasta menos de 1 1 0 grados C, y mucho más comúnmente por debajo de 60 grados C. El metanol enfriado puede retirarse de la corriente de gas mientras el gas de síntesis en exceso se envía de vuelta hacia el reactor con el fin hacer reaccionar adicionalmente el exceso de gas de síntesis. Esto permite obtener metanol adicional del gas de síntesis reciclado de nuevo hacia el reactor en combinación con una cantidad de gas de síntesis nuevo que también se carga en el reactor. Al realizar este paso de reciclaje, un proceso bien conocido implica el uso de un compresor de reciclaje que recibe el exceso de gas de síntesis del separador y lo comprime con el fin de superar la caída de presión que ocurre dentro del reactor y del separador. Este tipo de reactor se denomina comúnmente un reactor con ciclo de reciclaje y esquemáticamente es como se muestra en la figura 1 . En este reactor, la concentración de metanol en el gas de síntesis que deja el reactor es tan baja que la velocidad de flujo volumétrico del exceso de gas de síntesis a través del compresor de reciclaje comúnmente es de dos (2) a diez (1 0) veces la velocidad de flujo volumétrico del gas de síntesis fresco que está siendo introducido en el reactor separadamente del gas de síntesis cargado en el reactor desde el compresor de reciclaje. Una corriente de gas de purga aproximadamente desde 4 hasta 8 por ciento de la corriente de gas de síntesis reciclado también es expulsada del ciclo de reciclaje, antes de la re compresión para controlar la concentración de material inerte que se acumula en el reactor como resultado del reciclaje.
Una desventaja significativa para el reactor con ciclo de reciclaje descrito anteriormente, es el costo del compresor de reciclaje. Con frecuencia la función de reciclaje está incorporada en un solo compresor con embrague que comprime el gas de síntesis hasta la presión del ciclo de reciclaje y también proporciona la recompresión de los gases de reciclaje. El tren de compresión es una pieza costosa del equipo y puede ser el componente comprado más costoso en la construcción de una instalación productora de metanol . Como se indicó previamente, se utiliza un nivel alto de flujo reciclaje para permitir un alto grado de conversión de gas de síntesis. El compresor de reciclaje también se hace significativamente más barato por unidad de volumen comprimido a medida que la escala de la planta aumenta. Así, el uso de un proceso que utiliza un compresor de reciclaje es preferible, como asunto práctico, para aquellas instalaciones que producen una salida diaria relativamente alta de metanol con relación al máximo en una planta de producción de un solo tren actual , tales como las instalaciones con producción de cerca de 5,000 toneladas por d ía en 2005, en donde se requiere la máxima eficiencia, y se puede lograr la integración del compresor de gas de síntesis y del compresor de reciclaje con el fin de hacer económicamente viable el uso de un compresor de reciclaje. Como una alternativa a un reactor con ciclo de reciclaje, se ha pensado que la instalación podría utilizar un conjunto con múltiples reactores o un proceso en cascada (figura 2) mediante lo cual el gas de síntesis es alimentado inicialmente a un primer reactor para la
reacción con el catalizador contenido en él para producir metanol . El gas producido entra entonces en un primer separador o cámara de inactivación, en donde el metanol producido en el primer reactor se enfría en forma líquida y se separa del exceso de gas de síntesis. El primer separador puede funcionar para separar el metanol para el gas de síntesis de cualquier forma deseada, por ejemplo por gravedad o aplicando foco centrífugo a los productos. El exceso de gas de síntesis restante se alimenta entonces en un segundo reactor, en el cual experimenta la misma reacción, produciendo así más metanol . El metanol adicional se saca del segundo reactor y se dirige hacia un segundo separador de la misma forma. La cantidad de reactores y separadores se puede seleccionar para crear un conjunto con múltiples reactores que logre obtener el porcentaje de conversión deseado del gas de síntesis en metanol . Por ejemplo, cuando se usa una composición óptima del gas de síntesis que tiene una conversión en metanol de 50 por ciento en cada reactor, el conjunto reactor se puede seleccionar para que incluya cuatro reactores y cuatro separadores, lo que teóricamente da como resultado la obtención de una conversión total de 95 por ciento del gas de síntesis en metanol después del cuarto separador. Sin embargo, en situaciones más realistas, en donde la composición del gas de síntesis es menos óptima, por ejemplo cuando la estequiometría del gas de síntesis se aparta de la estequiometría de la reacción deseada, por ejemplo, la proporción ([moles de hidrógeno]-[moles de dióxido de carbono])/([moles de
monóxido de carbono] + [moles de dióxido de carbono]) es de entre 2.5 y 3.0, entonces más de cuatro conjuntos de reactores y quizás tanto como 10 conjuntos de reactores se requieren para lograr un alto porcentaje de conversión (>95%). Adicionalmente, cuando hay cantidades estequiométricas de reactante en el gas de síntesis, pero también están presentes altos niveles de gases inertes, entonces se requerirá una gran cantidad de conjuntos de reactores, tal como cuando se realiza reformación auto térmica con aire para la producción del gas de síntesis, lo que produce dilución del gas de síntesis con altos niveles de nitrógeno. Hay varias áreas en un proceso de producción de metanol en donde la capacidad de emplear una cascada de reactores podría considerarse beneficiosa. Principalmente, el beneficio de utilizar la cascada proviene de que no se requiere un compresor de reciclaje. Adicionalmente, se debe tener en mente que en una planta de producción de metanol nueva el compresor de reciclaje con frecuencia es parte del compresor asociado con la compresión del gas de síntesis. Así, al eliminar el compresor del gas de síntesis junto con el compresor de reciclaje en una instalación nueva se proporciona el máximo beneficio. Mientras que el uso de una sola cascada de reactores se describe en ciertas referencias de la técnica anterior, las referencias que describen el uso de esta cascada de reactores se enfocan exclusivamente en métodos mediante los cuales la presión de operación del reformador puede hacerse coincidir con la presión de
síntesis de metanol . Por ejemplo, las patentes estadounidenses Nos. 5, 1 77, 1 14; 5,245, 1 10; 5,472,986; y 7,01 9,039 son cada una patentes que describen invenciones en el campo de la reformación auto térmica usando aire en lugar de oxígeno. Sin embargo, si bien estas patentes describen generalmente el uso de reactores en cascada en el proceso de producción de metanol , ellas no están dirigidas a los aspectos de cómo puede hacerse rentable la cascada de reactores. Adicionalmente, cada una de las patentes estadounidenses Nos. 5, 1 77, 1 14; 5,245, 1 1 0; y 5,472,986 describen un proceso de producción de metanol en donde el compresor de reciclaje se puede eliminar como resultado de hacer funcionar un reformador auto térmicamente, y luego convertir el gas de síntesis en un compuesto metoxi usando de tres a cinco conjuntos de reactores con condensación de productos entre cada etapa. Reconociendo la sabiduría convencional de que un proceso en cascada no puede lograr una alta tasa de conversión de gas de síntesis en metanol , las eficiencias de carbono para la sección de síntesis de metanol de menos de 80% están dadas, mientras que en se puede lograr eficiencias en las plantas convencionales por encima de 95% . Adicionalmente, la patente estadounidense No. 6,255,357 describe un proceso de producción de metanol que utiliza la presurización del gas oxidante para el calentamiento del reformador de vapor como medio de lograr una reformador de vapor de alta presión mecánicamente factible con una presión de operación suficiente para asegurar una presión de operación suficiente durante
todo el proceso. El proceso también incluye una cascada de reactores corriente abajo del reformador, en la cual el gas de síntesis reformado se convierte en metanol . La presurización del gas natural entrante en el reformador evita la necesidad de un compresor de gas de síntesis corriente arriba de la cascada de reactores, así como también evita la necesidad de un compresor de reciclaje. Sin embargo, tal como con las referencias anteriores, la cascada de reactores se describe en solamente de forma muy general sin ninguna discusión de cómo puede hacerse la cascada de manera económica. Otras situaciones con respecto a un proceso de producción de metanol en donde se podría considerar ventajoso evitar el uso de un compresor de reciclaje incluyen aquellas en donde el compresor podría ser añadido a una instalación de producción de metanol en una capacidad de reajuste retroactivo, o como parte de una adición a una construcción de instalación para producción de metanol planeada para el propósito de extraer cualquier resto de metanol del gas de purga descargado de la instalación. Un sistema de este tipo que enfrenta la pérdida del metanol potencial y real presente en la corriente de gas de purga se describe en la patente estadounidense No. 6,258,860, la cual está incorporada aquí mediante referencia en su totalidad. El proceso descrito dirige la corriente de gas de purga producida por una zona de síntesis de metanol hacia otra zona de síntesis o de producción de metanol con el fin de recolectar el metanol presente en la corriente de gas de purga, así como también
hacer reaccionar los componentes que no reaccionaron de la corriente de gas de purga para producir más metanol . Sin embargo, el proceso descrito en la patente '860 tiene ciertas desventajas, que consisten en que utiliza un compresor para comprimir el gas de purga y la corriente de gas de síntesis reciclado combinados antes de hacer reaccionar adicionalmente la corriente combinada . Debido a que, según se describe previamente, el compresor de reciclaje es el componente más costoso en un sistema de producción de metanol, el uso de otros compresores de reciclaje para recuperar metanol de un gas de purga es altamente indeseable, especialmente para sistemas que producen una producción diaria relativamente baja de metanol con relación a la máxima de la planta de producción de un solo tren, por ejemplo, las instalaciones con producción de cerca de 5,000 toneladas por d ía en 2005. Otro ejemplo en donde se puede evitar la capacidad de compresor adicional mediante el uso de un conjunto reactor en cascada podría aparecer como parte de una modernización o eliminación de cuello de botella de una planta de metanol. Si la modernización o la eliminación de cuello de botella implica el aumento de la capacidad de producción de gas de síntesis, entonces podría requerirse aumentar la capacidad del convertidor de metanol . Sería posible aumentar la efectividad del reactor empaquetando mejor el catalizador o dividiendo el catalizador en múltiples lechos en un solo reactor. Sin embargo, cuando el reactor ya hace uso efectivo del catalizador, puede no ser posible aumentar
económicamente el desempeño del reactor. Además, otra limitación en la operación del reactor en esta situación es la caída de presión del gas de proceso a través del reactor. Aumentar la velocidad de recirculación, aumentar el volumen de catalizador, aumentar el flujo de alimentación o reducir la velocidad de purga, todo ello aumentará la caída de presión del gas de proceso a través del reactor. Por supuesto habrá una limitación como consecuencia en la capacidad del compresor de recirculación, así como también para recomprimir el gas para su reintroducción en el reactor. Una alternativa para mitigar estos aspectos podría ser hacer funcionar el convertidor de metanol en condiciones de conversión reducida, pero con una mayor velocidad de alimentación de gas, permitiendo así evitar las limitaciones en la caída de presión y utilizando entonces un sistema con reactor en cascada por separado para convertir los gases que no reaccionaron en metanol , sin el requisito de un compresor adicional o sin tener que reemplazar el reactor original . Esto también tiene la ventaja de ser un método de rendimiento aumentado con menor riesgo, dado que el desempeño original del reactor es bien conocido. Por supuesto, habrá muchas otras circunstancias bajo las cuales se puede utilizar un sistema en cascada, pero todas estas circunstancias se apoyarán en un diseño rentable del sistema en cascada. Una desventaja significativa con los tipos de conjuntos de reactores múltiples o en cascada utilizados en la producción de metanol según se describe en la técnica anterior son el resultado de
la construcción de uso final de cada reactor, intercambiador(es) de calor y separador que forman el conjunto reactor individual . Específicamente, debido a que una parte del gas de síntesis se pierde en cada conjunto reactor basado en su conversión a metanol , con frecuencia cada conjunto reactor y separador subsiguiente se construye para que sea más pequeño que los inmediatamente precedentes para adaptarse a la reducción en la velocidad de flujo del gas de síntesis entrante. Esto podría ser anticipado inicialmente para que sea altamente beneficioso con base en la reducción en la cantidad de material necesario para construir cada conjunto reactor sucesivo. Sin embargo, cada conjunto reactor requiere la misma funcionalidad , conexiones, enfriamiento y acceso para el reemplazo de catalizadores, lo que los hace más difíciles y/o costosos de fabricar en una escala progresivamente menor. Además, el enfriamiento, la separación de gas-l íquido y el recalentamiento de la corriente portadora de metanol a medida que pasa entre los diversos conjuntos de reactores tienen que ser efectuados de una forma eficiente en energía y rentable. Además, todos los conjuntos de reactores y separadores tienen que estar construidos para que puedan funcionar a las presiones elevadas (40-1 00 Bar) que se requieren para que ocurran las reacciones necesarias para la conversión del gas de síntesis en metanol. Un ejemplo de un sistema que intenta solucionar esta deficiencia se describe en la patente estadounidense No. 6,723,886 en un proceso de producción de metanol usando destilación reactiva.
Sin embargo , si bien hay extracción de metanol entre los lechos del reactor por condensación dentro del reactor, la condensación necesariamente tiene lugar a la temperatura de la reacción , y la condensación a temperatura elevada l i mita la conversión del metanol aproximadamente a 60% . Sin embargo, aún con la restricción significativa que esto coloca sobre la producción de metanol , está de acuerdo con la visión actual de la industria acerca de que la condensación a temperatura reducida no es viable. Por lo tanto , es deseable desarrollar un conjunto reactor múltiples o en cascada y un proceso para la producción de prod uctos de reacciones limitadas por equilibrio, por ejemplo, metanol , usando el conjunto reactor múltiples para obtener un alto porcentaje de conversión de gas de síntesis de alimentación en metanol condensando el metanol en el efluente del reactor en un intercambiador de calor entre etapas de ali mentación/efl uente. También es deseable que el conj unto reactor múlti ples pueda funcionar sin la necesidad de un compresor de gas de reciclaje y preferiblemente sin la necesidad de la construcción de múltiples reactores individuales, intercam biadores de calor, y separadores. En otros términos, el diseño del intercambiador de calor tiene que ser apropiado para una operación eficiente y para su integración en los conjuntos de reactores, y al mismo tiempo reduci r al m ínimo la cantidad de componentes necesarios en el equipo . Con respecto al objetivo de reduci r al m ínimo la cantidad de componentes necesarios en el equi po en un conjunto reactor, es más
fácil de entender el enfoque convencional de resolver este problema de eliminar componentes del equipo y reducir el costo de los componentes del equipo mediante referencia a los problemas específicos de un ciclo de síntesis de metanol convencional . Aparte del compresor de reciclaje, un ciclo de síntesis de metanol contiene seis operaciones principales: 1 ) precalentamiento del gas; 2) reacción del gas para formar metanol ; 3) eliminación del calor de la reacción como calor de alto nivel ; 4) enfriamiento del gas hasta temperaturas de condensación del metanol ; 5) condensación del metanol usando agua de enfriamiento; y 6) separación de vapor/líquido. En una planta común, puede haber dos integraciones de estas funciones para los propósitos de reducir al mínimo los componentes del equipo necesarios, que son la eliminación del calor de la reacción, que se realiza elevando el vapor en un reactor de casco y tubo, y precalentamiento del gas mediante intercambio de alimentación-efluente. Así, un ciclo de síntesis común estará constituido por al menos seis componentes del equipo: 1 ) un calentador de encendido; 2) un intercambiador de calor de alimentación/efluente; 3) un reactor; 4) una unidad de recuperación de calor de alto nivel; 5) un enfriador de agua; y 6) un separador de gas-l íquido. El aumento de vapor directamente en el reactor elimina el requisito de una unidad de recuperación de calor de alto nivel por separado. Sin embargo, esto también requiere un cilindro de vapor con el reactor y por lo tanto no reduce la cantidad de componentes
del equipo. Con respecto al uso del intercambiador de calor de alimentación/efluente, la mayor eficiencia de energía se logra con un intercambiador de calor de alta efectividad que es capaz de aumentar al máximo el enfriamiento de la corriente del efluente. Aumentar la cantidad de calor de alto nivel recuperado reduce la diferencia de temperatura en el intercambiador de alimentación/efluente. Por lo tanto, para la máxima recuperación de calor de alto nivel se requiere un intercambiador de calor de alta efectividad. Sin embargo, los intercambiadores de calor de casco y tubo como los que se usan en los conjuntos de reactores múltiples de la técnica anterior solamente puedén lograr alto grado de efectividad a través del acoplamiento de varias unidades de intercambiadores de calor, de nuevo aumentando la cantidad de componentes del equipo requerida. La utilidad de la recuperación de calor de alto nivel , en parte depende de la temperatura a la cual éste es recuperado. En particular, para un proceso con metanol, la recuperación de calor de alto nivel de la sección de síntesis del metanol se utiliza para aumentar el vapor del reformador. Esto requiere que la corriente de la cual se esté recuperando el calor esté por encima de una temperatura mínima, comúnmente 200-250 grados C. Sin embargo las temperaturas de condensación del metanol están en la región de 60-1 00 grados C. Para una operación eficiente, por lo tanto, se requiere intercambiadores de calor que puedan funcionar con un nivel de temperatura de gas caliente de aproximadamente 1 50
grados C. El calor de la reacción se recupera enfriando la corriente de reactante comúnmente en el equivalente de 50-1 00 grados C de calentamiento sensible. Si el gas de alimentación se introduce en el reactor con metanol a una temperatura por debajo de la temperatura de recuperación de calor de alto nivel , esto representa una pérdida de eficiencia de energía en el sistema y aumenta la necesidad de enfriamiento de bajo nivel . En consecuencia, la diferencia de temperatura en el intercambiador de alimentación-efluente se mantendrá en menos de menos de 50 grados C y comúnmente a 20-30 grados C. Cuando se puede lograr conversiones con un solo paso en el reactor, por ejemplo con una estequiometría equilibrada, alta presión de operación, eficiente eliminación de calor o una baja conversión total , las restricciones de temperatura pueden ser menos estrictas. Sin embargo, esto con frecuencia trae consigo mayor complejidad del reactor o menor eficiencia general . La medición de desempeño de un intercambiador de calor puede describirse en términos del intervalo de temperatura y la diferencia de temperatura media logarítmica entre la corriente. El valor (intervalo dividido por my limitada) se conoce como conteo de NTU como puede verse en lo anterior podría desearse un proceso de metanol eficiente en energía que los intercambiadores de alimentación/efluente podrían operar con un conteo de NTU por encima de 5, y mucho más preferiblemente por encima de 7. El problema concerniente a la cantidad de componentes del equipo tampoco se alivia cuando un ciclo de reciclaje se reemplaza
con un sistema en cascada. Sin reciclaje no es necesario un compresor de reciclaje. Sin embargo, para cada contacto con el catalizador habrá hasta seis componentes adicionales del equipo, según se describió previamente. Una opción para reducir la cantidad de componentes del equipo es eliminar algunos de los intercambiadores de calor. Por ejemplo, en lugar de recuperar calor de alto nivel de los gases del reactor, se puede usar los gases para calentar directamente los gases de alimentación entrantes. El intercambiador de alimentación/efluente es más pequeño entonces como resultado de una temperatura de accionamiento aumentada, pero el calor de la reacción se pierde entonces hacia el agua de enfriamiento y se produce un proceso menos eficiente. Por lo tanto, para mejorar la economía y la eficiencia de los sistemas en cascada de la técnica anterior, es necesario resolver los siguientes aspectos: 1 ) reducir al mínimo la cantidad de componentes del equipo; 2) aumentar la efectividad de los intercambiadores de alimentación/efluente; y 3) integrar múltiples funciones en componentes del equipo solos. Breve descripción de la invención Un método mediante el cual puede lograrse la mejora de la economía y eficiencia del sistema de reactores en cascada, y que es una parte integral del aparato y método de la presente invención, es el uso de intercambiadores de calor de superficie extendida o del tipo de placa en el sistema de reactor en cascada. En particular, los intercambiadores de calor con aleta (soldada por soldadura fuerte o
por difusión) o con circuitos impresos (PCHE) son capaces de lograr un alto grado de efectividad eliminando el requisito de múltiples unidades para una sola función o de un precalentador para reducir la efectividad requerida. Los métodos de construcción de los intercambiadores de calor del tipo de placa también permiten combinar varios intercambiadores de calor en una sola unidad . Por ejemplo, los gases de salida del reactor pueden pasar a través de un intercambiador de calor del tipo de una sola placa, en donde, en una primera sección, el gas se enfría con un enfriador de alta temperatura tal como agua presurizada a 200- 250 grados C. En una segunda sección del intercambiador de calor, los gases del reactor se enfrían por contacto térmico con la corriente de entrada al reactor. Finalmente, en una tercera sección, los gases del reactor se enfrían con agua de enfriamiento para condensar el agua. Cuando se utiliza una serie o una cascada de reactores, según se describió previamente, el diseño apropiado para la recuperación de calor puede diferir a medida que el reactor disminuye de tamaño. En los reactores iniciales del conjunto el costo de la recuperación de calor es más económico a medida que la energía recuperada por unidad es mayor. Con cada reactor e intercambiador de calor sucesivamente más pequeño, la cantidad de energía que está disponible por unidad disminuye a medida que la velocidad de producción de metanol en el conjunto es menor y los costos de recuperación de calor se hacen prohibitivos. Así, la presente invención puede utilizar como el primer reactor, un reactor enfriado
por elevación de vapor o tubo de gas dentro de un ciclo de reciclaje, tal como se describió previamente. Los conjuntos de reactores posteriores utilizan dada uno un intercambiador de calor de alta eficiencia del tipo anteriormente mencionado, que integra una recuperación de calor de alto nivel, intercambio de calor de alimentación/efluente y condensación de metanol utilizando agua de enfriamiento, mientras que el conjunto reactor final solamente utiliza un intercambiador de calor de alta eficiencia para el intercambio de calor de alimentación/efluente y enfriamiento con agua. Para unidades de producción de metanol aún más pequeñas, también es posible incorporar las funciones de intercambio de calor, es decir, los intercambiadores de calor de alta eficiencia, para cada conjunto reactor en una sola unidad fabricada. Esto se hace posible por el uso de intercambiadores de calor del tipo de placa que son apropiados para esta construcción. Adicionalmente, separada de la integración de los intercambiadores de calor en una sola unidad , la integración de los reactores en sí mismos y también los separadores de vapor/l íquido en las mismas unidades o en unidades separadas también es posible. En esta escala de producción menor, la presente invención puede tener todos los reactores contenidos dentro de un solo componente del equipo, y todos los intercambiadores de calor en una sola unidad , así como también de los separadores de vapor/l íquido. Como resultado, el proceso en cascada del metanol es reducido efectivamente a sólo tres componentes principales del equipo.
La integración de estas unidades hace posibles varios usos diferentes de las unidades integradas. Por ejemplo, una unidad de conjunto reactor en cascada de 3 o 4 reactores podría estar conectada a la corriente de gas de purga que proviene de un ciclo de síntesis de metanol para hacer posible la reacción adicional del contenido de la corriente de gas de purga a través de la unidad para formar más metanol. Esto podría aumentar el porcentaje de conversión total del ciclo sin aumentar la velocidad de reciclaje, dado que solamente el gas de purga es dirigido a través de la unidad de conjunto reactor en cascada. También, la adición de la unidad de reactores en cascada podría aumentar la cantidad de metanol que se puede producir a partir de una corriente fija de metano, o, como parte de un reajuste a un proceso de producción existente, podría aumentar la capacidad de la sección de síntesis de metanol sin una velocidad de gas aumentada a través del compresor de reciclaje. Por lo tanto, de acuerdo con un primer aspecto de la presente invención , se proporciona un sistema de producción química de tipo conjunto reactor múltiples o en cascada mejorado en el cual el gas de la gas de la reacción que entra en el primer reactor es una cantidad excedente de gas de la reacción y/o un gas de purga de un solo reactor convencional, un conjunto reactor en cascada o un reactor con ciclo de sistema de reciclaje, cada uno de los cuales se alimenta de un reformador de vapor o un reformador auto térmico. El gas inicialmente pasa a través de un primer intercambiador de calor del tipo de placa o de superficie extendida de alta eficiencia, con lo
cual el gas de síntesis que entra se pone en contacto térmico con algunos o con todos los productos de la reacción gaseosa que salen del primer reactor con el fin de enfriar los productos de la reacción gaseosa y precalentar el gas de síntesis entrante. Algunos de los gases o todos los gases que salen del primer reactor pueden ponerse en contacto térmico con un una corriente adicional para la recuperación de calor de alto nivel antes de entrar a la sección de intercambio de calor alimentación-efluente. El enfriamiento de los productos de la reacción hace que el producto deseado se condense en forma l íquida dentro del intercambiador de calor. Además el enfriamiento de la corriente que lleva el producto se efectúa entonces por contacto térmico con una corriente de utilidad de enfriamiento adicional que también se introduce en el ¡ntercambiador de calor antes mencionado, este arreglo se conoce como un intercambiador de calor con múltiples corrientes. Los productos de la reacción enfriados, incluyendo el producto líquido condensado, pueden sacarse directamente del intercambiador de calor o pueden fluir entonces en el primer separador en donde el producto l íquido condensado se elimina en el separador mientras el exceso de gas de la reacción es dirigido hacia un segundo reactor para producción adicional de la sustancia qu ímica deseada. Antes de alcanzar el segundo reactor, el exceso de gas de la reacción pasa a través de un segundo intercambiador de calor de alta eficiencia para ser calentado mediante los productos gaseosos de la reacción que salen del segundo reactor, y en consecuencia condensa el producto
contenido en los gases del producto que sale del segundo reactor. Los intercambiadores de calor del tipo de placa o de superficie extendida de alta eficiencia condensan el producto deseado, por ejemplo metanol , producido en cada uno de las zonas de reacción de una forma muy económica, dado que cada intercambiador de calor de alta eficiencia tiene una temperatura cercana de aproximación con un diseño en contra corriente para reducir al mínimo la cantidad de agua de enfriamiento necesaria y para aumentar al máximo la cantidad de recuperación de vapor. Además la condensación se logra a través de la introducción de una corriente de enfriamiento adicional hacia el intercambiador de calor de alta eficiencia de manera de tener contacto térmico con la corriente que lleva el producto y, aumentar la cantidad de producto condensado de la corriente que lleva el producto. Además, contrariamente a otras referencias acerca de que la extracción de metanol por condensación entre etapas no es práctica o económica, por ejemplo en K. R. Westerterp, New Metanol Processes, "Energy Efficiency in Process Technology" Ed . P. A. Pilarvachi , Elsevier Applied Science, 1 993, pp. 1 142-1 1 53, 1 147, el uso de los intercambiadores de calor del tipo de placa o de superficie extendida de alta eficiencia para proporcionar condensación de metanol entre etapas funciona en una forma práctica y económicamente viable dentro del aparato y método de esta invención . De acuerdo con otro aspecto de la presente invención , los diversos conjuntos de reactores del sistema en cascada están
formados como zonas de reacción integradas dentro de un solo tanque reactor, de tal forma que solamente el tanque reactor y los accesorios apropiados de entrada y de salida en el tanque necesitan estar construidos para soportar las temperaturas y presiones necesarias para la reacción de producción de metanol. Los productos de la reacción de cada zona de reacción se hacen pasar a través de los intercambiadores de calor de alta eficiencia, los cuales también están formados en una configuración en bloque colocada y conectada entre cada zona de reacción en el tanque reactor, y una zona separadora ubicada en un separador aparte construido de manera similar al tanque reactor. La construcción de las diversas zonas de reacción dentro del tanque reactor y las diversas zonas separadoras dentro del tanque de separación reduce grandemente el costo de los materiales necesarios para construir los diversos tanques, dado que los diferenciales de presión entre las correspondientes zonas en cada uno de los tanques del reactor y el tanque de separación son mínimos. Esto elimina la necesidad de construir paredes individuales entre las diversas zonas de materiales capaces de soportar los diferenciales de alta presión entre la presión de la reacción y la presión atmosférica que de otra forma podría encontrarse. De acuerdo con todavía otro aspecto de la presente invención, se proporciona un sistema de producción de metanol del tipo conjunto reactor múltiples o en cascada mejorado en el cual el metanol se produce inicialmente mediante el uso de cualquier
sistema de producción de metanol apropiado, tal como un ciclo de síntesis de metanol convencional con un compresor de reciclaje. La corriente de gas de purga del sistema de producción de metanol es dirigida posteriormente a través de un sistema en cascada de tres o más conjuntos de reactores formado de acuerdo con la presente invención que además hace reaccionar los componentes que no reaccionaron de la corriente de gas de purga para formar más metanol. Los reactores están construidos por separado, o como parte de un solo tanque con una pared de separación diseñada para contener presión diferencial entre los reactores y proporcionar acceso entre reactores para ayudar a llenar los lechos individuales con catalizador. En cada conjunto reactor se utiliza un solo intercambiador de calor con múltiples corrientes para recuperar calor de alto nivel , para efectuar el intercambio de calor de alimentación/efluente, y para lograr la condensación del metanol enfriando además con un medio de enfriamiento tal como el agua. Además, los intercambiadores de calor compactos con múltiples corrientes están colocados de tal forma a lo largo del conjunto reactor que reducen al mínimo la cantidad de conexiones entre el conjunto reactor en cascada y el ciclo de síntesis. De acuerdo con todavía otro aspecto de la presente invención , el conjunto reactor múltiples que utiliza los intercambiadores de calor del tipo de placa o de superficie extendida de alta eficiencia se puede utilizar como un sistema independiente estacionario o móvil y/o como un complemento para un conjunto reactor con ciclo de
reciclaje existente o para un conjunto reactor en cascada existente para aumentar más el porcentaje de conversión de metanol de estos reactores previamente existentes, o para mantener la conversión total del proceso modificado y al mismo tiempo relajar la efectividad del proceso de reciclaje, por ejemplo, mediante una velocidad de reciclaje reducida. Numerosos aspectos, características y ventajas adicionales de la presente invención serán evidentes a partir de la siguiente descripción detallada junto con los dibujos. Breve descripción de los dibujos Los dibujos ilustran la mejor forma contemplada actualmente para practicar la presente invención . En los dibujos: La figura 1 es una vista esquemática de un sistema de reactor con ciclo de de reciclaje de la técnica anterior; La figura 2 es una vista esquemática de un sistema de conjunto de múltiples reactores o sistema en cascada de la técnica anterior; La figura 3 es una vista esquemática del conjunto reactor múltiples de la figura 2 incluyendo una cantidad de intercambiadores de calor de alimentación/efluente entre etapas construido de acuerdo con la presente invención ; La figura 4 es una vista esquemática de una segunda modalidad del conjunto reactor de la figura 3, en el cual los reactores separados, intercambiadores de calor y separadores están formados como zonas colocadas dentro de un solo tanque;
Las figuras 5A-5C son vistas isométricas de construcciones de cabezal para los intercambiadores de calor de alimentación/efluente del reactor de la figura 4; La figura 6 es una vista esquemática de un sistema de descarga con aliviadero para los separadores del reactor de la figura 4; y La figura 7 es una vista esquemática del conjunto reactor de la figura 3 unido a la corriente de gas de purga de un sistema reactor para producción de metanol. Descripción detallada de las modalidades preferidas Con referencia ahora los dibujos, en los cuales números de referencia similares se refieren a piezas similares en toda la descripción, un sistema de producción de metanol que se puede utilizar con la presente invención o que puede ser reemplazado por ella, se indica generalmente en ( 100) en la figura 1 . El sistema ( 100) que se muestra es un ciclo de síntesis de metanol convencional , que recibe una corriente (160) de gas de síntesis de un reformador ( 120), convierte una parte del gas de síntesis en metanol en un reactor ( 140), y descarga una corriente combinada ( 180) de gas de síntesis que no reaccionó y metanol hacia un condensador o separador (200). La corriente combinada ( 180) se separa en el separador (200) en una corriente de metanol (220) que se recolecta, y una corriente de reciclaje (240) que es dirigida desde el separador (200) hacia un compresor de reciclaje (260). El compresor (260) comprime el gas en la corriente de reciclaje (240) y dirige la corriente de gas
recomprimido (280) de regreso hacia el reactor ( 140). Sin embargo, una parte de la corriente de reciclaje (240) que entra en el compresor (280) se desvía como una corriente de gas de purga (300) antes de la re compresión. Además, otro sistema de producción de metanol de la técnica anterior que se puede usar con la presente invención es el conjunto reactor múltiples o sistema en cascada (320) que se muestra en la figura 2. De manera similar al sistema de reciclaje ( 1 00), el sistema en cascada (320) también incluye el reformador ( 1 20) que forma y dirige una corriente ( 160) de gas de síntesis hacia un primer reactor ( 140) que convierte una parte de la corriente ( 1 60) en metanol , formando una corriente combinada (1 80) que sale del reactor ( 1 40). Esta corriente combinada ( 180) entra posteriormente en un primer separador (200) en donde ella se separa en una corriente de metanol (220) y una primera corriente (340) de exceso de gas de síntesis. Esta corriente (340) de exceso de gas de síntesis se dirige entonces hacia un segundo reactor (360) para la reacción adicional de la corriente en metanol. Luego se hace pasar la segunda corriente combinada (380) hacia segundo separador (400), en donde se forma una segunda corriente de metanol (220') y se combina con la corriente (220), y una segunda corriente (340') de gas de síntesis se hace pasar a un tercer reactor (360'). El tercer reactor (360') forma a partir de la segunda corriente (340') en exceso una tercera corriente combinada (380') que pasa hacia un tercer separador (400') y que sale como una tercera corriente de metanol (220") y una tercera
corriente (340") de gas de síntesis. La tercera corriente de metanol (220") se combina con las corrientes (220 y 220'), y la tercera corriente (340") en exceso se hace pasar por un cuarto reactor (360"). El reactor (360") transforma la corriente en exceso (340") en una cuarta corriente combinada (380"), que entra en un cuarto separador (400"). El cuarto separador (400") separa la corriente combinada (380") en una cuarta corriente de metanol (220'") y una corriente de gas de purga (420). Un conjunto con múltiples reactores sistema de producción de metanol construido de acuerdo con la presente invención se indica generalmente en (1 0) en la figura 3. El sistema (1 0) recibe una corriente ( 1 6) de gas de síntesis de un reformador (no se muestra), convierte el gas de síntesis en metanol en etapas, y finalmente descarga una corriente (21 ) de gas de purga y una corriente de metanol combinada (25). Significativamente, carece de un compresor de reciclaje que todavía funcione eficientemente, lo que le permitiría ser utilizado de manera económica en aplicaciones a escala relativamente pequeña que produzcan menos de 2,500 toneladas de metanol por día, y más particularmente en el orden de menos de 1 ,500 o menos de 1 ,000 toneladas de metanol por d ía. Sin embargo esto podría aumentarse a escala para una operación en mayor escala o reducirse en tamaño sin perjuicio significativo. El gas de síntesis comúnmente contiene aproximadamente 66 % molar de hidrógeno, 20 % molar de monóxido de carbono, 9 % molar de dióxido de carbono, y 2 % molar de metano. También podría
contener cualquier nitrógeno que estuviera presente en el metano alimentado originalmente en el reformador en donde se elabora el gas de síntesis. La composición real dependerá de la presión y temperatura utilizadas en la reformación , el método de reformación (reformación por vapor, auto térmica etc. ) y de si está presente cualquier dióxido de carbono unido, o presente en la corriente de metano alimentada al reformador. El sistema (1 0) incluye una cantidad de conjuntos de reactores ( 1 1 , 1 3, 1 5, 1 7) ubicados en serie de tal forma que cada conjunto reactor corriente abajo recibe el efluente de la corriente inmediatamente abajo del conjunto reactor como una corriente de alimentación , además transporta la corriente de alimentación, y descarga una corriente de metanol (24) condensada y una corriente de efluente (20). Las corrientes de metanol (24) se combinan para formar corriente combinada (25). La corriente de efluente proveniente del conjunto reactor más corriente abajo forma la corriente de gas de purga (21 ). Todavía en referencia a la figura 3, cada uno de los conjuntos de reactores ( 1 1 , 1 3, 1 5, 1 7) incluye un reactor (1 2), un separador 1 8, y un intercambiador de calor de alimentación/efluente (22). Cada uno de los reactores (12) recibe una corriente de alimentación ( 16) o (20) y descarga una corriente de producto (14). La corriente de producto (14) de cada uno de los reactores ( 12) es dirigida mediante un intercambiador de calor (22) correspondiente, en donde éste se enfría mediante intercambio de calor a través de la corriente de
alimentación (16) o (20) para el reactor de ese conjunto para condensar el metanol a partir de la corriente del producto. La corriente (1 4) se enfría adicionalmente mediante la introducción de la utilidad de enfriamiento dentro de la estructura del intercambiador de alimentación-efluente (22) de tal forma que se logre el contacto térmico. La corriente de producto ( 1 4) de cada conjunto reactor ( 1 1 , 1 3, 1 5, 1 7) se dirige entonces hacia un separador (1 8) correspondiente de cualquier tipo apropiado, el cual , a su vez, proporciona una corriente de retorno (20) hacia el reactor ( 1 2) del siguiente conjunto reactor corriente abajo. Como se mencionó anteriormente, la corriente de retorno (20) del separador (1 8) del conjunto reactor ( 1 5) final, se descarga como una corriente de gas de purga (21 ). Los reactores (1 2) se pueden seleccionar para que sean cualquier tipo de reactor apropiado para uso en una reacción de producción de metanol tal como se conoce en la técnica. Preferiblemente cada reactor está constituido por múltiples lechos adiabáticos con enfriamiento del fluido del proceso después de cada lecho, de tal forma que la corriente se produzca para ser utilizada como una utilidad . Solamente dos lechos adiabáticos por reactor son suficientes para hacer posible la operación correcta del proceso. Se podría concebir reactores alternos apropiados en comparación con reactores de metanol convencionales tales como tubos encamisados convencionales para vapor (o reactor Lurgi), un reactor enfriado por tubo disponible en Davy-Synetix, un reactor con lecho adiabático con
más de dos lechos, o quizás reactores de lecho adiabático esféricos o con geometrías múltiples radiales, entre otros. Cada reactor ( 12) contiene un catalizador de síntesis de metanol , por ejemplo uno que contiene una mezcla reducida de óxido de zinc/óxido de cobre. La conversión comúnmente tiene lugar a 40-1 00 Bar y a temperaturas por encima de 200 °C, comúnmente a 220- 280 °C pero que no exceden de 31 0 °C. Comúnmente la corriente de producto ( 14) contendrá aproximadamente 5 % molar de metanol . Se puede lograr tasas de conversión mayores a temperaturas menores, pero a expensas de mayores volúmenes de catalizador. Los intercambiadores de calor (22) preferiblemente se seleccionan para que sean intercambiadores de calor del tipo de placa, tal como un intercambiador de calor con circuito impreso soldado por difusión fabricado por Heatric de Dorset, UK, o intercambiadores de calor de superficie extendida, por ejemplo un intercambiador de calor con aleta y placa soldadas por difusión disponible en Heatric, o un intercambiador de calor con aleta y placa soldadas con soldadura fuerte disponible en Chart Industries de Bracknell , UK, un intercambiador de calor con estructura en espiral , u otros intercambiadores de calor con placas apiladas apropiados, en contraste con los intercambiadores de calor con casco y tubo de la técnica anterior. Estos tipos de intercambiadores de calor se prefieren porque los intercambiadores de calor del tipo de placa o de superficie extendida (22) son capaces de proporcionar una temperatura de aproximación cercana a la de las corrientes de fluido
que pasan a través de los intercambiadores (22), de tal forma que las corrientes de producto salen de los intercambiadores (22) con una diferencia máxima de cinco (5) grados C una de la otra. Esto reduce efectivamente la cantidad de agua de enfriamiento requerida y maximiza la recuperación de vapor de los intercambiadores de calor (22), de tal forma que estos tipos de intercambiadores de calor tienen una efectividad mayor que 7 NTU . Los intercambiadores de calor (22) también pueden funcionar con múltiples corrientes y contra la corriente, de tal forma que pueden tener lugar múltiples operaciones de transferencia de calor dentro de un solo intercambiador de calor (22). Específicamente, los intercambiadores de calor (22) enfrían efectivamente el componente metanol dentro de cada una de los corrientes de producto ( 1 4) para condensar el metanol en las corrientes de producto (1 4) y permiten la eliminación del metanol dentro de los separadores ( 18) de una forma muy económica. Se introduce una corriente adicional de utilidad fría en el intercambiador de calor para aumentar al máximo la condensación de metanol . Además, el calor retenido por las corrientes de producto (14) se utiliza de manera efectiva para elevar la temperatura de la corriente de alimentación (1 6) y de las corrientes de retorno (20) antes de que estas corrientes (1 6 y 20) entren en los reactores ( 1 2). El metanol comúnmente se comienza a condensar a 1 1 0 °C, dependiendo de la concentración y de la presión de la reacción. Para la eliminación eficiente del metanol (>75%) en donde la concentración de salida comúnmente es de 5% , los
¡ntercambiadores de calor (22) preferiblemente están preferiblemente configurados para enfriar las corrientes de producto ( 1 6) por debajo de 60 °C mediante la incorporación de una corriente de utilidad de enfriamiento en el reactor de intercambio de alimentación/efluente. Mucho más preferiblemente, la corriente de retorno del reactor (20) puede pasar a través de un solo intercambiador de calor del tipo de placa (22) en donde, en una primera sección, el gas se enfría con un enfriador para alta temperatura tal como agua presurizada a 200-250 grados C. En una segunda sección del intercambiador de calor (22), los gases del reactor se enfrían entonces por contacto térmico con la corriente de entrada del reactor (1 6). Finalmente, en una tercera sección , los gases del reactor se enfrían con agua de enfriamiento para condensar el agua. Si bien el sistema (1 0) que se muestra en la figura 3 ilustra cuatro conjuntos de reactores ( 1 1 , 1 3, 1 5, 1 7), la cantidad de conjuntos de reactores y componentes constituyentes de cada conjunto reactor se puede variar según se desee. Por ejemplo, el funcionamiento óptimo de la modalidad ilustrada con cuatro reactores (12) requiere un estrecho control de la composición del gas de síntesis en la corriente de alimentación (1 6) con el fin de mantener la proporción estequiométrica [(H2-C02)/(CO+C02)] entre 2: 1 y 3: 1 , y preferiblemente entre 2.1 -2.2/1 con el fin de obtener la conversión del 95 por ciento de gas de síntesis en metanol requerida para que el proceso sea viable económicamente. Sin embargo, al añadir otros conjuntos de reactores, hasta diez ( 10), un sistema podría ser capaz
de producir conversiones totales aceptables de gas de síntesis (es decir, por encima de 95 por ciento para el CO(x), o por encima de 90 por ciento para el H2) con una gama más amplia de composiciones de gas que tienen proporciones de entre 3: 1 y 2: 1 , y/o para gases de alimentación con composiciones cambiantes, tales como las que están presentes en campos de gas estimulados con C02. Con referencia ahora a la figura 4, en una modalidad más específica de la invención , el sistema ( 10') incluye un tanque reactor (27) que define una cantidad de zonas de reacción (26) en él , cada una de las cuales incluye el reactor ( 12) para un conjunto reactor ( 1 1 ', 13', 1 5'), etc. correspondientes. El sistema ( 1 0') también incluye un tanque separador (30) que define una cantidad de zonas de separación (32) en él para cada uno de los conjuntos de reactores ( 1 1 ' , 1 3" , 1 5'), etc. Los tanques (27 y 30) están construidos de una forma que permite que los tanques (27 y 30) soporten la elevada temperatura (200°C hasta 310 °C) y presión (40-1 00 Bar) requeridas para la reacción de producción de metanol . Para separar las diversas zonas de reacción (26), se colocan paredes divisorias (28) entre las zonas (26) adyacentes. Debido a que todas las zonas de reacción (26) están colocadas dentro del tanque (27), la única presión diferencial entre las zonas (26) es la caída de presión entre las corrientes del proceso que fluyen en y fuera de las zonas de reacción (26) sucesivas, la cual comúnmente es de alrededor de 0.2-2.0 Bar. Por ello, las paredes divisoras (28) están construidas con materiales que solamente tienen que ser capaces de soportar un
diferencial de presión de alrededor de 0.2-2.0 Bar, lo que es mucho menos costoso que los materiales que forman el tanque (27), y las paredes (28) pueden ser de una construcción soldada simple. La facilidad de construcción puede tener como resultado un diseño que utilice más de un tanque reactor para alojar las múltiples zonas del reactor y más de un tanque de separación para alojar los separadores de metanol . Adicionalmente, el acceso a cada una de las zonas (26) puede proporcionarse mediante las paredes (28) en un punto de acceso interno (no se muestra) capaz de soportar 2 Bar de presión, en lugar de un punto de acceso externo (no se muestra) que requiere una presión de diseño desde cuarenta (40) hasta cien ( 1 00) bar. También, con la inclusión de los reactores (12), los intercambiadores de calor (22) y separadores (1 8) en los diversos tanques (27) y (30), y en el bloque intercambiador de calor (40), que se va a describir, el sistema ( 10) puede funcionar a la misma presión que el reformador (no se muestra) que suministra el gas de síntesis al sistema ( 10), eliminando así la necesidad de compresión del gas de síntesis antes de ser alimentado al sistema ( 1 0). De manera similar, la modalidad específica del sistema (1 0') también incluye un tanque de separación (30) que define una cantidad de zonas de separación (32) o tanques de inactivación, cada uno de los cuales contiene el intercambiador de calor (22) y el separador ( 1 8) para un conjunto reactor ( 1 1 ', 1 3', 1 5') correspondientes. Las zonas de separación (32) se separan una de la otra mediante paredes divisoras (34). De nuevo, debido a que la
caída de presión entre zonas de separación (32) adyacentes es muy baja, por ejemplo, menos de dos (2) Bar, las paredes divisoras (34) pueden construirse de materiales similares a los de las paredes (28) y son mucho menos costosas que los materiales utilizados para la construcción del tanque de separación (30). Adicionalmente, tal como se muestra en la figura 6, debido a la pequeña caída de presión entre las zonas (32), se puede utilizar un sistema de aliviadero (36) que conecte cada una de las zonas (32) y que permita fluir la corriente de metanol (24) desde una zona de separación (32) en dirección descendente a lo largo de un drenaje para l íquido (38) en una zona de separación (32) adyacente bajo la influencia de los diferenciales de presión entre las zonas de separación (32). El drenaje para líquido (38) y el sistema de aliviadero (36) hacen posible así que la corriente de metanol (24) fluya entre las zonas de separación (32) o tanques de inactivación correspondientes para formar la corriente combinada (25) sin la necesidad de un control de nivel de metanol activo dentro de las zonas de separación (32) y manteniendo aún un sello para el gas. En su construcción más simple, las zonas (32) se pueden formar con una entrada de fase mixta (la corriente de producto ( 14)), una boca de salida superior para el gas (la corriente de retorno (20)), y una boca de salida inferior para el líquido (la corriente de metanol (24)) cuando el líquido puede asentarse directamente fuera del gas en la fase mixta por gravedad . Considerando las figuras 4 y 5, los intercambiadores de calor
(22) también pueden estar incorporados en un solo bloque (40) en donde cada uno de los intercambiadores (22) está colocado, para alinear los puntos de entrada y de salida (no se muestra) para que el fluido de enfriamiento fluya a través de los intercambiadores (22) de tal forma que puedan ser conectados a un cabezal (42) que a su vez esté conectado operativamente a una tubería (44) para distribuir un flujo de fluido de enfriamiento en la entrada (45) para cada uno de los intercambiadores de calor (22) correspondientes. Dado que los intercambiadores de calor (22) están formados por intercambiadores de calor de superficie extendida o del tipo de placa, por ejemplo intercambiadores de calor con circuitos impresos, se puede utilizar un solo cabezal (42) para un solo fluido suministrado a cada uno de los ¡ntercambiadores de calor (22) con el fin de suministrar el agua de enfriamiento y/o el vapor caliente hacia los intercambiadores (22). Un tipo de cabezal similar (no se muestra) pero con paredes divisorias (no se muestra) también puede colocarse en cada intercambiador (22) en el bloque (40) que está configurado para funcionar como una zona de reacción que reemplaza las zonas (26) en el tanque (27) colocando un catalizador de reacción en el cabezal, el cual recibe la corriente de alimentación ( 14) o una de las corrientes de retorno (20) desde las zonas de separación (32). El cabezal permite que tenga lugar la reacción de conversión a metanol dentro del cabezal y posteriormente redirige la corriente del producto ( 16) con el metanol y exceso de gas de síntesis de regreso al intercambiador de calor (22) al cual está conectado el cabezal .
En las modalidades particulares en las figuras 4-6 en donde el sistema de producción de metanol ( 10') incluye un tanque reactor (27) con múltiples zonas de reacción (26), un bloque (40) con intercambiadores de calor (22) y un tanque de separación (30) con zonas de separación (32), el sistema ( 10' ) puede estar configurado para que sea construido como una unidad móvil o como una unidad fija que tiene la capacidad de sintetizar desde 1 hasta 500 toneladas métricas por d ía de metanol . También , además del uso del sistema (1 0') como unidad independiente, el sistema ( 1 0') puede ser conectado a la corriente de gas de purga de un reactor con ciclo de reciclaje o cualquier otro sistema de producción de metanol para aumentar la conversión del reactor con ciclo de reciclaje o múltiples conjunto reactor usando el gas de purga como la corriente de alimentación ( 1 6) para el conjunto reactor 10". Este uso es especialmente ventajoso cuando el sistema de conjunto reactor (1 0' ) está formado con el tanque del reactor (27), el bloque intercambiador de calor (40), y el tanque de separación (30). Considerando ahora la figura 7, se ilustra otra modalidad de la presente invención en la cual el sistema (1 0) se utiliza como un sistema de recuperación de metanol (52) que está conectado operativamente al corriente de gas de purga (50) de un compresor de reciclaje (260) de un sistema con ciclo de reciclaje ( 1 00), de manera similar a la descrita previamente para el sistema ( 10' ). El sistema (52) incluye una cantidad de reactores (54, 54' , 54") conectados operativamente uno al otro, y los cuales preferiblemente están
formados como reactores adiabáticos simples. La corriente de gas de purga (50) que sale del compresor de reciclaje (260) inicialmente pasa a través de un primer intercambiador de calor (56) para precalentar la corriente de gas de purga (50) antes de entrar al primer reactor (54). La corriente de gas de purga (50) se calienta mediante un primer producto (58) del reactor que sale del primer reactor (54) y pasa a través del primer intercambiador de calor (56) para hacer contacto térmicamente y elevar la temperatura de la corriente de gas de purga (50). De manera simultánea, la corriente de gas de purga (50) disminuye la temperatura de la primera corriente de producto (58) que está constituida por metanol y gas de purga que aún no ha reaccionado. Esta primera corriente de producto (58) ahora enfriada, pasa entonces desde el primer intercambiador de calor (56) hacia un primer separador (60) con lo cual la corriente de producto (58) se enfría más, para producir una primera corriente de metanol (62) y una primera corriente de gas de purga sin reaccionar (64). La primera corriente de metanol (62) se recoge del primer separador (60) para formar una corriente de producto metanol (90), mientras que la primera corriente de gas de purga sin reaccionar (64) se dirige a un segundo intercambiador de calor (56') con el fin de se enfríe y sea calentada por una segunda corriente de producto (58') proveniente del segundo reactor (54') del sistema de recuperación de metanol (52) de la misma forma descrita con referencia al primer intercambiador de calor (56). Adicionalmente, la segunda corriente de producto (58') que sale del segundo reactor
(54') es procesada por el segundo intercambiador de calor (56') y un segundo separador (60') de forma similar a la corriente de producto (58) que sale del primer reactor (54) con el fin de generar una segunda corriente de metanol (62') que se recoge del segundo separador (60') y se añade a la corriente de producto metanol (90), y una segunda corriente de gas de purga sin reaccionar (64'). La segunda corriente de gas de purga sin reaccionar (64') se dirige desde el segundo separador (60') hacia un tercer reactor (54") a través de un tercer intercambiador de calor (56") de la misma forma descrita previamente con respecto al paso de la corriente de gas de purga (50) y a la primera corriente de gas de purga (54) que no reaccionó, a través de los intercambiadores de calor (56) y (56'). El tercer reactor (54") usa la segunda corriente de gas de purga sin reaccionar (64") para generar una tercera corriente de producto (58") que se dirige a través del intercambiador de calor (56") hasta un tercer separador (60") que genera una tercera corriente de metanol (62") que se puede recolectar, que se añade a la corriente de producción de metanol (90), y una tercera corriente de gas de purga (54") que es descargada del sistema (52). La cantidad de reactores (54, 54' y 54") puede variarse según sea necesario desde uno hasta cualquier cantidad requerida para la conversión de metanol deseada, y se pueden seleccionar para que sean cualquier tipo de reactor apropiado para uso en una reacción de producción de metanol tal como se conoce en la técnica. Preferiblemente cada reactor está constituido por un reactor
adiabático simple, y mucho más preferiblemente con múltiples lechos adiabáticos, con enfriamiento del fluido del proceso después de cada lecho, de tal forma que se produzca la corriente que se va a usar como una utilidad. Solamente dos lechos adiabáticos por reactor son suficientes para hacer posible el funcionamiento correcto del proceso. Se puede seleccionar reactores alternos apropiados para que sean similares a los descritos previamente como alternativas para los reactores ( 12) utilizados en el sistema ( 1 0). Los intercambiadores de calor (56, 56' y 56") están construidos de manera similar a los intercambiadores de calor (22) descritos previamente, y preferiblemente se seleccionan para que sean intercambiadores de calor del tipo de placa, por ejemplo un intercambiador de calor con circuito impreso soldado por difusión , o intercambiadores de calor de superficie extendida, por ejemplo un intercambiador de calor con aleta y placa soldada por difusión o un intercambiador de calor con aleta y placa soldada con soldadura fuerte, en contraste con los intercambiadores de calor con casco y tubo de la técnica anterior. Estos tipos de intercambiadores de calor se prefieren por las mismas razones descritas con respecto a los intercambiadores de calor (22) que se utilizan en el sistema (1 0), especialmente debido a su capacidad de proporcionar una temperatura de aproximación cercana a la de las corrientes de fluido que pasan a través de los intercambiadores (56, 56' y 56"), y a la capacidad de los intercambiadores de funcionar con múltiples corrientes o contra la corriente. Esto reduce efectivamente la
cantidad de agua de enfriamiento requerida y maximiza la recuperación de vapor de los intercambiadores de calor (56, 56' y 56"). Como resultado, los intercambiadores de calor (56, 56' y 56") también enfrían efectivamente el componente metanol dentro de cada una de las corrientes de producto (58, 58' y 58") para condensar el metanol en las corrientes de producto (58, 58' y 58") y permitir la extracción del metanol dentro de los separadores (60, 60' y 60") de una forma muy económica. Además, las corrientes producto del reactor (58, 58' y 58") se pueden enfriar mediante una corriente de utilidad (no se muestra) antes de que entren en los intercambiadores de calor (56, 56' y 56"). De manera significativa, carece de un compresor de reciclaje que todavía funcione eficientemente, que le permita ser utilizado económicamente en aplicaciones a escala relativamente pequeña para producir en el orden de 1 ,000 a 1 ,500 toneladas de metanol por día. Sin embargo, se podría aumentar en escala para una operación en mayor escala, así como también reducirse su tamaño sin perjuicio significativo. Adicionalmente, el sistema de recuperación de metanol (52) puede incluir elementos de combinación (no se muestran) que funcionen para todos y cada uno de los intercambiadores de calor (56, 56' y 56") y separadores (60, 60' y 60") para reducir al mínimo la cantidad de componentes utilizados en el sistema de recuperación de metanol (52). Además, el sistema de recuperación de metanol (52) se puede
utilizar como un sistema independiente estacionario o móvil y/o como un complemento para un sistema de reactor con ciclo de reciclaje ( 1 00) existente o para un sistema de reactor en cascada (320) existente para aumentar más el porcentaje de conversión de metanol de estos reactores previamente existentes, o mantener la conversión total del proceso modificado mientras se relaja la efectividad del proceso de reciclaje por ejemplo mediante la reducción de la velocidad de reciclaje. También, el sistema (52) se puede utilizar con sistemas ( 1 0) que produzcan otros compuestos formados por medio de reacciones limitadas por equilibrio, tales como alcoholes superiores o dimetil éter, entre otros. Se contempla diversas alternativas dentro del alcance de las reivindicaciones siguientes, señalando particularmente y reclamando distintivamente la materia objeto considerada como la invención.