MXPA06008045A - Sistema de recuperacion de planta de olefina mejorado que emplea una combinacion de etapas cataliticas de lecho fijo y destilacion catalitica - Google Patents

Abstract

Se presenta una mejora a una invención previa que involucra la hidrogenación catalítica de C2 a C5 acetilenos y dienos y más pesados en una corriente de alimentación producto de desintegración catalítica térmica sin hidrogenación significante de las C2 y C3 olefinas. La mejora involucra el uso de un sistema reactor de hidrogenación de lecho fijo en combinación con una versión modificada de la unidad de destilación catalítica empleada en la técnica previa. La modificación a la unidad de destilación catalítica involucra mejora del esquema de reciclado de líquido. Los reactores de lecho fijo combinados con la destilación catalítica modificada permite 100%de conversión de acetileno y ayuda a mantener alta conversión de los otros dienos y acetilenos sin conversión de etileno o propileno bajo una variedad de condiciones. Esta variaciones de condiciones incluyen pero no están limitadas a la composición de dieno y acetileno, y desactivación catalítica. Con solo destilación catalítica no puede lograrse conversión completa del acetileno sin pérdida de etileno como se establecióanteriormente, ni sería posible operación y control satisfactorios bajo una variedad de condiciones experimentadas durante una operación comercial.

Description

SISTEMA DE RECUPERACIÓN DE PLANTA DE OLEFINA MEJORADO QUE EMPLEA UNA COMBINACIÓN DE ETAPAS CATALÍTICAS DE LECHO FIJO Y DESTILACIÓN CATALÍTICA Antecedente de la Invención La presente invención se refiere a un método para la producción de olefinas y particularmente a procesar el efluente de calentador de desintegración catalítica para recuperar en forma más efectiva el producto y procesar los subproductos. En la producción de etileno y propileno a través de pirólisis de una variedad de materiales de alimentación, se crean varios subproductos y diolefinas insaturadas y acetileno. El efluente neto de los calentadores de pirólisis, típicamente referido como gas de carga, requiere procesamiento para la separación de los subproductos y remoción de diolefinas y acetilenos de los productos de olefinas primarias. La remoción de los C2 y diolefinas más pesadas y acetilénicos del gas de desintegración catalítica, se maneja a través de una combinación de separación por destilación y reacción por hidrogenación. Específicamente para acetileno, la separación sola resultará en pérdida excesiva del producto etileno ya que el acetileno y etileno tendrán una volatilidad relativa similar. Actualmente, la destilación e hidrogenación se llevan a cabo en varias etapas de proceso distintas que se diseñan para separar e hidrogenar los compuestos C2, C3 y C4 independientemente. La separación de los diferentes hidrocarburos antes de hidrogenación actualmente se requiere para lograr mejor control sobre la hidrogenación, prolongar la vida útil del catalizador y mejorar el desempeño.

Una desventaja de esta tecnología convencional ampliamente practicada, es el gran consumo de energía necesaria para generar las altas presiones y temperaturas criogénicas requeridas para separar primero el hidrógeno del gas de desintegración catalítica y después subsecuentemente las moléculas con número de carbonos superior. Adicionalmente, las etapas de hidrogenación por cada uno de os grupos hidrocarburo requieren un sistema reactor independiente que consiste de varias piezas de equipo que aumentan la inversión en capital y complejidad de la planta. La invención establecida en la patente de los E.U.A. previa número 5,679,241 propone la conversión en una etapa de todos los C2 a C5 y acetilenos y dienos más pesados, sin integración de las C2 o C3 olefinas. Se reclama que esto es posible con una unidad de destilación catalítica capaz de tratar el gas de carga a relativamente baja presión, caliente, antes de que se realice excesiva compresión y enfriamiento criogénico. Además si se desea, este mismo proceso de una etapa reclama que es capaz de hidrogenar la C4 olefina en parafinas, de nuevo sin la pérdida de C2 o C3 olefinas. La patente se refiere a un sistema que se describe como capaz de retirar 70% y más del hidrógeno en el gas de desintegración catalítica antes de la separación criogénica requerida por la hidrogenación de los C2 a C4 acetilenos y dienos y los C4 y más pesadas olefinas a parafinas. La remoción del 70% o más del hidrógeno mejora la economía, a través de una reducción significante de los requerimientos de energía para separación de los C2 y componentes más pesados. Al reducir la presión parcial de hidrógeno, se logra la separación a menores presiones y con refrigeración reducida. Sin embargo, se ha mostrado que esta hidrogenación extensa en un sistema de una sola etapa no puede ocurrir sin pérdida sustancial de etileno y propileno en parafinas por hidrogenación. El proceso como se describe en USP 5,679,241 tiene significantes limitaciones. Primero, en la operación de una planta de etileno, el C2 acetileno específicamente debe retirarse por hidrogenación ya que su remoción por destilación es extremadamente difícil requiriendo extensos costos de equipo y energía. Ya que el acetileno es un veneno de catalizadores de polimerización, debe retirarse a bajos niveles, a menudo a menos de 1-2 ppm. La capacidad en hidrogenar todo el C2 acetileno a ese nivel en una sola columna de destilación catalítica, mientras que no se observa pérdida de etileno, o de preferencia no era posible una ganancia a volúmenes razonables de catalizador y condiciones de operación comercialmente viables. En segundo lugar, el mantener el desempeño del proceso durante ya sea una variación en flujo de monóxido de carbono, que impacta la actividad del catalizador y/o la concentración dieno/acetileno en la alimentación fue difícil de manejar y demuestra ser difícil de lograr a escala comercial. En tercer lugar, los métodos para manejar desactivación de catalizador eventual fueron limitados. Ya que estas unidades deben operar por largos periodos de tiempo entre interrupciones, las únicas opciones en donde catalizador en exceso o zonas de catalizador separadas en la columna de reacción pueden aislarse y el catalizador reemplazarse mientras que las otras secciones permanecen en operación. Cuando se utilizan grandes volúmenes de catalizador, se conoce que es necesario operar a menores temperaturas para evitar reacción excesivamente mientras que el catalizador todavía está activo. Esto impacta negativamente la economía al requerir algo de refrigeración para controlar una operación a menor temperatura y/o reciclados excesivos del líquido de enfriamiento dentro de la columna. Específicamente pruebas piloto han mostrado que: a. Cuando la columna de destilación catalítica sencilla se opera para retirar más del 95% del acetileno C2, la pérdida concurrente de etileno fue de aproximadamente 1% peso. Esto es indeseable económicamente. b. Cuando se opera una sola columna de destilación catalítica, y la hidrogenación de C4 olefinas es mayor a 20%, habrá de esperarse pérdida de etileno significante con los catalizadores actualmente disponibles. c. A fin de lograr mínimas pérdidas de etileno y propileno mientras que se opera una sola columna de destilación catalítica y se mantienen extremadamente altas conversiones y remociones de hidrógeno, el diseño requiere catalizador en exceso como se evidencia por baja productividad y operación a temperaturas más frías que requieren refrigeración. d. Una variación significante en actividad catalítica ocurrirá con variaciones en el monóxido de carbono en la alimentación. Estas variaciones si se ven en un proceso de una sola etapa, resultarán en pérdida de eficiencia de remoción de acetileno y subsecuentes productos que no satisfacen la especificación. Este impacto en el desempeño debido a la pérdida de actividad catalítica mediante envenenamiento de CO es equivalente al impacto en el desempeño debido a añejamiento del catalizador. e. Una variación significante en la señal de alimentación a los calentadores de pirólisis catalítica de etíleno, resultará en cambios sustanciales tanto en acetilenos como dienos así como en el flujo de hidrógeno. A medida que cambia la proporción de hidrógeno a los reactivos, un proceso de una sola etapa tiene capacidad limitada para seguir estos cambios. Los resultados serán ya un avance de acetileno que lleva al producto de etileno fuera de las especificaciones o una alta pérdida de valiosos etileno y propileno debido a sobre-reacción, a menos de que el sistema tenga un diseño excesivamente complejo, sustancial y costoso, lo que pudiera utilizarse para superar estos cambios de proceso. Compendio de la Invención La presente invención se refiere a un proceso mejorado para el procesamiento de efluente gas de carga de la pirólisis de una variedad de materiales de alimentación. El objetivo primario es aún retirar una fracción significante del hidrógeno en el efluente por hidrogenación de las C2 a C5 diolefinas y acetilenos en la alimentación mientras que esencialmente se logra hidrogenación total del C2 acetileno sin hidrogenación significante del etileno y propileno. En el proceso mejorado, esto se logra incluso con perturbaciones en la concentración de monóxido de carbono, variando las concentraciones de alimentación de dienos y acetilénicas y desactivación de catalizador así como otros trastornos de procesamiento previsibles. La invención se refiere a destilación catalítica con mejorado reciclado de líquido en combinación con sistemas reactores de hidrogenación de lecho fijo. Específicamente, las condiciones operativas de la destilación catalítica se mantienen o ajustan para obtener la máxima hidrogenación de los acetilenos y dienos pero sin pérdida alguna de etileno y propileno y de preferencia con una ganancia de etileno por hidrogenación de C2 acetileno. El mantener una conversión estable alta de todos los C2 a C5 acetilenos y dienos con 100% de conversión del C2 acetileno (aún sin hidrogenar el etileno y propileno) bajo condiciones variantes de proceso, se hace posible por el sistema de hidrogenación de lecho fijo en donde el C2 acetileno restante está completamente hidrogenado de nuevo sin significante hidrogenación de etileno o propileno. Breve Descripción de los Dibujos La Figura 1 es un diagrama de flujo de la técnica previa que involucra destilación catalítica sólo con la recirculación de fondos para control de temperatura. La Figura 2 es un diagrama de flujo que ilustra la presente invención. La Figura 3 es una gráfica que ilustra la ganancia o pérdida de etileno contra el nivel de salida de dieno para la presente invención en comparación con la técnica previa. La Figura 4 es un diagrama de flujo similar a la Figura 2 pero que ilustra otra modalidad de la presente invención. La Figura 5 es un diagrama de flujo de una modalidad alterna de la presente invención. La Figura 6 es un diagrama de flujo que ilustra una modalidad alterna del proceso de la Figura 5. La Figura 7 es un diagrama de flujo similar a la Figura 2 pero que ilustra una modalidad alterna de la presente ¡nvención. Descripción de las Modalidades Preferidas Para una mejor comprensión de la presente invención, la técnica previa como se representa por el proceso descrito en la patente de los E.U.A. número 5,679,241 se describirá brevemente. La Figura 1 de los dibujos de la presente invención es esencialmente una copia de un dibujo de esa patente previa, simplificada para identificar sólo aquellas características relevantes para la presente invención. El gas de carga 150 se comprime y alimenta a la columna de destilación catalítica 156. Esta columna, como en la presente invención, lleva a cabo simultáneamente una reacción catalítica y destilación. La columna tiene una sección de extracción 158 por debajo de la alimentación y una sección de rectificación/reacción 160 sobre la alimentación que contiene los lechos de catalizador 166, 168 y 170. Se retira fluido descendente como corrientes laterales a través de los intercondensadores 180 y se inyecta de nuevo a la columna sobre el siguiente lecho de catalizador inferior. Una porción del calor de reacción se retira por estos intercondensadores. Una corriente de reciclado de líquido 260 de la sección de extracción se recicla a la sección de productos de evaporación de la columna. Este reciclado 260 puede ser una porción 262 de los fondos y/o una porción 264 del interior de la sección de extracción. La sección de productos de evaporación de la columna 156 pasa a los condensadores 186 y 188 y la corriente condensada parcialmente entra al recipiente de separación 190. El vapor producto C2 a C5 de evaporación 194, contiene etileno y propileno, pasa entonces a la separación subsecuente mientras que los hidrocarburos condensados se utilizan como reflujo 196 para la columna. Ya que el objetivo de la invención es retirar completamente las impurezas de acetileno del etileno sin pérdida del etileno que entra a la columna, esto debe lograrse en esta operación de una sola etapa (una columna de destilación catalítica). La corriente de vapor de productos de evaporación pasa a fraccionación adicional (no mostrada) en donde se aislan las fracciones de números de carbono individuales. La hidrogenación en la columna de destilación catalítica 156 ocurre en la fase líquida. La columna se opera de manera tal que la composición de la fase líquida son primordialmente componentes C5. Esto reduce la concentración de fase líquida de etileno y propileno y de esta manera reduce su reacción. Sin embargo, la concentración de estas dos valiosas olefinas en el líquido no será cero. C2 acetilenos y C3 acetilenos y olefinas son más reactivos que su contraparte olefina. En la fase líquida, de preferencia se reaccionan con etileno y propileno, respectivamente. Sin embargo, conforme la reacción llega a terminación cerca de la conversión deseada del 100% de C2 acetileno, no hay más concentración significante de mayor reactivo C2 acetileno presente en la fase líquida. Bajo estas condiciones, el acetileno puede reaccionar para formar etano (parafina). Este es el punto en donde ocurre la pérdida de etileno. Hay varias opciones para reducir la reactividad en los lechos de catalizador de esta porción superior de la columna de destilación catalítica. Una opción es reducir la temperatura. El reducir la temperatura en una sección es difícil en un concepto de una sola columna debido a que la temperatura de destilación primordialmente está controlada por la presión de la columna. Para hacer esto, una segunda columna que opera a una presión inferior se requerirá. Una segunda opción es utilizar un catalizador diferente en esta sección superior. Este catalizador se diseñará para hidrogenar más selectivamente acetilenos y diolefinas. Ambas de estas opciones sin embargo requerirán volúmenes superiores de catalizador dentro de la columna y de esta manera aumenta el tamaño y costo de la columna. Una tercera opción es utilizar un inter-enfriador como se ilustra en la técnica previa. Ahora con referencia a la Figura 2 que ilustra una modalidad de la presente invención, el gas de carga 10 se comprime en 12 entre 10.34 a 17.24 bars manométricos (150 y 250 psig) y después alimentar a la columna de destilación catalítica 14. El gas de carga puede o no precalentarse para igualar las temperaturas de la columna. El gas de carga típicamente pasará a través de uno o más lechos de protección 15 para retirar venenos tales como plomo (Pb), arsénico (As) y mercurio (Hg). Estos son venenos de catalizadores conocidos y los protectores de lecho se emplearán en una forma conocida para proteger el catalizador de destilación catalítica. Al entrar a la columna de destilación catalítica, el 8 a 20% en peso de dieno y alimentación acetilénica se hidrogena en lechos de catalizador 16 y 18 ubicados en la sección de rectificado 20 de la columna. Los lechos catalíticos pueden ser de igual o diferente composición catalítica. Los catalizadores son catalizadores de hidrogenación conocidos que consisten primordialmente de uno o más metales del grupo VIIIA (Ni, Pd, Pt) en un soporte.

Aditivos tales como Ag o Au y/o metales alcalinos, típicamente se emplean para controlar la selectividad y actividad. Ejemplos específicos de catalizadores de hidrogenación selectiva particularmente adecuados para este servicio se describen en las patentes de los E.U.A. Números 6,417,136; 5,587,348; 5,698,752 y 6,127,588. Los sistemas catalíticos empleados dentro de la columna de destilación catalítica pueden consistir ya sea de un solo catalizador, un catalizador con diferentes cargas de metal para ajustar la actividad ubicada en diferentes porciones de la columna o mezclas de catalizadores de diferentes metales ubicados en diferentes porciones de la columna. La hidrogenación ocurre en la fase líquida en forma de destilación catalítica. Aunque sólo dos lechos catalíticos reactivos 16 y 18 se ilustran, esto es sólo a manera de ejemplo y puede ser cualquier cantidad de lechos dependiendo de los requerimientos de cualquier planta particular o el deseo por ajustar la actividad catalítica a través del uso de sistemas catalizadores más complejos. Los componentes internos de fraccionación 22 y 24, que pueden ser bandejas o empaques, se proporcionan en la sección de rectificación 20.

Componentes internos de fraccionación adicional pueden ubicarse entre los lechos de catalizador 16 y 18. La sección de extracción 26 contiene componentes internos de fraccionación 28. La sección de productos de evaporación 42 de la columna, se enfría en el condensador de sección de productos de evaporación 44 con agua de enfriamiento o con refrigeración según se requiera y el vapor o líquido resultantes se separan en el tambor de reflujo 46. El líquido resultante del tambor de reflujo 46 se alimenta a través de la línea 48 de regreso a la columna como reflujo. Similar a la técnica previa, el vapor de la sección de productos de evaporación 50 contiene la mayoría de C5 y componentes más ligeros, mientras que la fase líquida 48 se utiliza para reflujo de la columna. El vapor de la sección de productos de evaporación 50 sin embargo, no pasa a la fraccionación subsecuente sino a un sistema de reactor de lecho fijo que consiste de uno o más lechos de catalizador suministrados con calentamiento y/o enfriamiento de la alimentación de vapor. La sección de productos de evaporación 50 primero se intercambia contra el efluente de sistema de reactor de lecho fijo final 74 para recuperar calor. Después pasa al calentador 66 en donde la temperatura del vapor que entra al primer reactor de lecho fijo 68, se controla. En el reactor 68, alguna porción del C2 acetileno así como alguna porción de C3 y acetilenos y dienos más pesados que no se convirtieron en la columna de destilación catalítica, son hidrogenados. Las condiciones y el número de reactores de lecho fijo empleados son tales que C2 acetileno se retira completamente de la corriente de efluentes 74 sin pérdida de etileno y propileno sobre todo el sistema (destilación catalítica más reactores de lecho fijo). La adición del sistema reactor de lecho fijo a la columna de destilación catalítica aumenta dramáticamente tanto el desempeño de todo el sistema como la capacidad para que ese sistema responda a variaciones de proceso y desactivación catalítica. Los criterios de operación para la sección de rectificación de la columna de destilación catalítica es que se crean condiciones en donde los hidrocarburos insaturados se hidrogenan en la medida posible sin hidrogenación alguna de etileno y propiieno. Esto se logra al: 1. Operación de la columna de manera tal que etileno y propileno en la fase líquida se minimicen, y 2. Operación de la columna de destilación catalítica de manera tal que aún sin convertir C2 a C5 acetilenos y diolefinas restantes en la sección de productos de evaporación 50 de la columna. En la operación de destilación catalítica de la presente invención, la función de destilación se diseña y opera para destilar esencialmente todos los C5 y componentes más ligeros como productos de la sección de evaporación y esencialmente todos los componentes C6 y más pesados, como fondo. De forma alterna, la separación puede ser en el número de carbonos C en donde esencialmente todos los componentes C4 y más ligeros pasan como productos de evaporación y los componentes C5 y más pesados salen como fondos. A fin de hidrogenar selectivamente los C2 acetilenos, los C3 acetilenos y dienos, y los C y más pesados acetilenos, dienos y olefinas mientras que dejan etileno y propileno sin hidrogenar, la sección de rectificación 20 se opera de manera tal que hay un gradiente de concentración sustancial de materiales C4 y C5 respecto a los materiales C2 y C3 en la fase líquida en donde ocurre la mayoría de la reacción de hidrogenación. Esto puede controlarse por variación del rendimiento del hervidor y el gasto de reflujo para lograr la composición de productos de evaporación y fondos deseada. La selección de operación de la columna de destilación catalítica ya sea como un despentanizador o un desbutanizador, será una función tanto de la composición de la alimentación como los requerimientos de hidrogenación deseados para los productos. Las condiciones operativas preferidas para un despentanizador será una presión de entre 5.2 y 24.1 bars manométricos (75 y 350 psig) y una temperatura de lecho catalizadora entre 50 y 150°C. Similarmente, las condiciones de operación preferidas para una columna desbutanizadora, serán una presión entre 7 y 28 bars manométricos (100 y 400 psig) y una temperatura de lecho catalítico entre 30 y 130°C. Además de controlar la fraccionación total, los perfiles de temperatura y composición sobre las secciones de reacción pueden controlarse al ajustar las proporciones de remoción de calor sobre la columna y al recircular líquido dentro y/o alrededor de los lechos de catalizador. Como se ilustra en la Figura 2, las bandejas y 31 recolectan el líquido descendente que se retira como las corrientes laterales 32 y 34. Estas corrientes pueden o no pasar a través de los inter-enfriadores 36 y 38 y después ser re-inyectadas en la columna a través de los cabezales de distribución 40. Esto permite que una porción del calor de reacción se retire en los inter-enfriadores. Al disponer los enfriadores de esta manera, el medio de enfriamiento puede ser agua, mientras que el enfriamiento en los condensadores de productos de evaporación puede requerir ser al menos parcialmente proporcionados por refrigeración mecánica. Por tanto, el uso de los inter-enfriadores puede reducir significativamente la porción del calor de reacción que requiere ser retirada por refrigeración mecánica.

La hidrogenación en la columna 14 ocurre en fase líquida. La extensión de la reacción depende de la reactividad relativa de los diversos componentes y la concentración de estos componentes en la fase líquida en cualquier punto particular en la columna. Los C2 y C3 acetilenos y dienos son bastante más reactivos que etileno y propileno, de manera tal que reaccionan primero y rápidamente. Sin embargo, las reactividades relativas de etileno propileno y las olefinas, dienos y acetilenos C4 y más pesados, son muy cercanas. A fin de reaccionar una cantidad significante de las olefinas, dienos y acetilenos C4 y más pesados, sin pérdida significante de etileno y propileno, la concentración de etileno y propileno en la fase líquida debe minimizarse y los perfiles de concentración y temperatura de la parte superior al fondo deberán controlarse. Ya que esta etapa de la hidrogenación ocurre en una columna de fraccionación, este control puede lograrse al ajustar el reflujo de la sección de productos de evaporación producido por el condensador de la sección de productos de evaporación 44 y el reflujo de la corriente lateral de los inter-enfriadores 36 y 38. Las composiciones líquidas de etileno y propileno pueden mantenerse bajas en las zonas reactivas a través de incrementos en el flujo del reflujo 48 y/o incrementado enfriamiento entre lechos en 36 y 38. En la unidad de destilación catalítica 14, los circuitos de reciclado y de reflujo auxiliar, se han modificado a partir de la técnica previa como se ilustra en la Figura 1. Esa técnica previa muestra inter-enfriadores simples 180 y una línea de reflujo auxiliar total 260. En la presente invención, el sistema se modifica para proporcionar la flexibilidad para tener tanto flujos auxiliares sin enfriar y enfriados en las zonas de catalizador 16 y 18 dentro de la sección de rectificación 20. Esta mejora permite el control deseado de temperatura y composición con mínima perturbación a la destilación total. Esto se logra al retirar líquido de reflujo auxiliar inmediatamente por debajo de los lechos de catalizador como corriente 52 y/o 54 de los puntos de extracción 53 y 31 respectivamente y regresarlos a través de la bomba 56 y el intercambiador 58 a la parte superior del mismo lecho como corriente 60 y/o 62. De forma alterna, el líquido puede extraerse del lecho de catalizador más al fondo y regresarse al lecho más alto mediante la corriente 62. El enfriamiento en 58 puede emplearse, de ser necesario para proporcionar ajuste de composición e interenfriamiento combinado entre lechos reactivos. Por ejemplo, mientras que se retira de la corriente de inter-enfriamiento 34 en el punto 31, el enfriado de esa corriente en el intercambiador 38 y regresar el flujo al sistema de distribución 41 enfriará el líquido pero no cambiará la composición. Sin embargo, el retirar el mismo líquido 31 y pasarlo por la línea 54 a través de la bomba 56 al intercambiador 58, enfriando el líquido, y regresándolo al distribuidor de líquido 40 sobre el lecho de catalizador cambiará el perfil de composición dentro de la columna. Esta flexibilidad de diseño puede emplearse para llevar al máximo la eficiencia de la hidrogenación.

De esta manera, la opción de enfriamiento contra un medio de enfriamiento más caliente disponible en la técnica previa, se mantiene con el inter-enfriador/reflujo auxiliar modificado reduciendo el enfriamiento de bajo nivel costoso requerido en el sistema de productos de evaporación. Además, el calor retirado por estas corrientes de reflujo auxiliar puede utilizarse en otra parte en la planta de etileno para reducir consumo de energía. Otra ventaja del nuevo esquema de reflujo auxiliar es que permite un flujo de líquido relativamente grande sin afectar el desempeño de separación de la columna total debido a los más pesados en la sección de productos de evaporación como en la técnica previa. Con el gran flujo de líquido el reflujo auxiliar puede proporcionar la carga de líquido necesaria sobre el catalizador sin necesidad por reflujo adicional. Esto permite operación de la columna de destilación catalítica a menores proporciones de reflujo que las previamente posibles sin la penalidad en la eficiencia de destilación observada con la técnica previa. Las proporciones de reflujo en el intervalo de 0.5 a 1.8 en peso, son satisfactorias para producir el humectado de líquido catalizador necesario en donde valores tan altos como 5 se requerían con la técnica previa. Además de la reducción obvia en los requerimientos de energía, superiores presiones parciales de hidrógeno debido a las menores proporciones de reflujo estarán disponibles en la presente invención que resultan en menores volúmenes de catalizador requerido. En una columna de destilación catalítica, es crítico mantener el catalizador humectado en todo tiempo para asegurar que la reacción ocurre en fase líquida. La selectividad de un sistema de destilación catalítica se basa en parte en que la reacción se lleve a cabo en la fase líquida mientras que ciertos componentes que el operador desea queden sin reaccionar tales como etileno, permanezcan en la concentración más alta en la fase de vapor. El mantener un cierto tráfico de líquido por la columna es crítico para mantener al catalizador humectado. Si el tráfico de líquido es mayor a .39 kg/hora/cm2 (800 libras de líquido/hora/pie2) de sección transversal de columna, el catalizador será altamente humectado y se mantendrá la selectividad de la reacción. Una variable de control secundaria sería la variación en el reflujo con la variación asociada en el rendimiento del hervidor. De esta manera, tanto la composición como la temperatura del lecho catalizador pueden ser alteradas para lograr la hidrogenación deseada. Adicionalmente, una ubicación de alimentación variable que permite un punto de alimentación principal por debajo de la sección de extracción 22, proporcionará cierta separación de cualesquiera componentes pesados presentes en la alimentación antes de alcanzar tanto el lecho catalizador 16 como la corriente lateral 52 para el primer reflujo auxiliar. De esta manera, el circular los componentes más pesados, potencialmente incrustantes sobre el lecho catalizador, se elimina. Además, puntos de alimentación sobre el primer lecho catalizador pueden incorporarse para permitir operación de rechazo y de esta mañera evitar los problemas de exceso de catalizador y pérdida de selectividad resultantes bajo estas condiciones de menor flujo. Los fondos 63 de la columna 14 se envían a mayor procesamiento según se desee. Como se ilustra en la Figura 2, la presente invención incluye la adición de un sistema reactor de lecho fijo que proporciona adicional hidrogenación de la corriente 50. Este sistema típicamente son dos reactores con un interenfriador, pero puede ser una serie de reactores con inter-enfriadores entre reactores sucesivos. El sistema de reactor de lecho fijo proporciona cuatro ventajas: 1. La columna de destilación catalítica no requiere más operar a altos niveles de hidrogenación sino que puede operarse para máxima productividad a partir del catalizador, una ganancia neta de etileno con alta conversión de acetileno, metil acetileno y propadieno mientras que mantiene la especificación de acetileno C2. 2. Cambios en la concentración de productos de evaporación de destilación catalítica de acetilénicos y dienos que resultan de la desactivación de catalizador, aumento en el contenido de monóxido de carbono o cambio de material de alimentación, pueden tolerarse. 3. Remoción de hidrógeno puede mantenerse durante desajustes temporales y/o desactivación de catalizador o envenenamiento, de esta manera estabilizando el desempeño de los sistemas de refrigeración corriente abajo. Si la cantidad del hidrógeno del sistema fuera a variar, las presiones parciales del sistema de destilación corriente abajo cambiarán y la cantidad requerida de refrigeración variará. Esto crearía perturbaciones en el proceso y sería muy indeseable. 4. Oportunidad de regeneración de catalizador por el uso de reactores de lecho fijo de repuesto, extendiendo de esta manera la vida útil operativa en corriente de todo el sistema. Además de controlar el perfil de temperatura y composición en la columna, es importante operar con menos que la conversión completa de los acetilenos y dienos en la columna de destilación catalítica. Al hacerlo, las ganancias de etileno y propileno pueden lograrse. Además, esta operación requiere menos catalizador que la completa hidrogenación de la técnica previa, de esta manera llevando al máximo productividad de catalizador de destilación catalítica. La operación con un sistema de reactor de lecho fijo siguiendo a la columna permite que ocurra esto. Si la columna fuera a operarse de manera tal que no hubiera más que aproximadamente 1% de concentración de etileno líquido en los lechos reactivos, puede lograrse hidrogenación en exceso de 95% de C2 a C5 y dienos más pesados. Esto resulta en 5000-7500 ppm de dienos y acetilénicos en la corriente de vapor 50 del tambor de reflujo 46 y una pérdida de etileno mínimo del 1%. Para lograr 100% de conversión de acetileno, las pérdidas de etileno serían incluso superiores. Esta operación coincide con una remoción de hidrógeno de aproximadamente 30-35 por ciento dependiendo de la composición de alimentación. Sin embargo, cuando las conversiones totales de los dienos y acetilénicos C2 a C5 y más pesados se reducen entre 80 y 95% resultando en 10,000 a 20,000 y típicamente 15,000 ppm de dienos y acetilenos C2 a C5 en la corriente de salida 50, puede lograrse ganancia de etilenos. La Figura 3 es un trazo de los dienos a la salida en ppm contra, la ganancia o pérdida de etileno en por ciento en peso para una unidad de destilación catalítica (CDU) sola y para una CDU más un sistema de hidrogenación de lecho fijo. Como puede verse en la Figura 3, el permitir que una cierta cantidad de acetilenos y dienos altamente reactivos queden sin reaccionar en la sección de productos de evaporación de la columna de destilación catalítica, las pérdidas de etileno y propileno pueden eliminarse mientras que aún se obtiene 100%o de conversión de acetileno total. Con reactores de lecho fijo ubicados después de la columna de destilación catalítica 14, el inicio de C2 acetileno con 10,000 a 55,000 y típicamente 20,000 ppm combinados C3 dienos y acetilenos más pesados pueden tolerarse de la columna de destilación catalítica. Un sistema típico con dos reactores de hidrogenación de lecho fijo con interenfriamíento, se ha mostrado que hidrogena 100 por ciento de los C2 acetilenos que entran al sistema de reactor de lecho fijo y aproximadamente 75% de los C3 y los más pesados dienos y acetilenos combinados entran al sistema reactor de lecho fijo. Esto resulta en 2500 a 14,000 y típicamente sólo 5000 ppm de arranque de dienos y acetilénicos del sistema combinado. Esto representa aproximadamente 97% de hidrogenación del total de C2 y más pesados acetilenos y diolefinas en la alimentación. Esta operación permite ganancias sustanciales totales de etileno de hasta .5%, con 70% de selectividad de acetileno total hacia etileno a 100% de conversión de acetileno. Esta es una mejora sustancial frente a la técnica previa.

La reactividad de hidrogenación específica de etileno es sólo ligeramente menor que la reactividad específica de propadienos. De esta manera, una cercana observación de la conversión de C3 dieno permite una indicación confiable de la estabilidad de la ganancia de etileno y puede utilizarse como un punto de control para el sistema. Para el sistema de destilación catalítica solo, cuando la conversión de C3 dieno está entre 40 y 60% y típicamente 45%, se observan pérdidas de etileno. Sin embargo, cuando se opera a acondiciones en donde la conversión de C3 dieno en la columna de destilación catalítica está entre 10 y 35 y típicamente 20%, son posibles ganancias de etileno desde 0.2 a 0.5%. Con la presente invención, la conversión de propadieno puede aumentarse sustancialmente mientras que aún se mantiene la ganancia de etileno. Durante la operación normal de una unidad de etileno, se experimentan variaciones en el contenido de monóxido de carbono del gas de carga 10. Además, pueden cambiarse la calidad de material de alimentación y la severidad de operación que impacten el contenido acetilénico y de diolefinas del gas de carga. Para un volumen de catalizador fijo en la columna de destilación catalítica, aumentos en monóxido de carbono o concentraciones de dieno y acetilénicos de entrada en la conversión inferior y de esta manera superiores desprendimientos de estos productos indeseados en la corriente 50. La compensación para estas perturbaciones anticipadas será difícil con la técnica previa sola como se ilustra en la Figura 1. Requeriría aumentos en la presión o temperatura operativas que impactan el desempeño de todo el sistema de fraccionación. En el proceso mejorado que incluye un sistema reactor de lecho fijo, la temperatura del vapor 50 que entra al sistema de reactor de echo fijo puede ajustarse ya sea para incrementar o disminuir la reactividad del sistema de reactor y de esta manera seguir cambios en la actividad de reacción de destilación catalítica y mantener una remoción de C2 acetileno completa y alta eficiencia de remoción de hidrógeno. Finalmente, un sistema reactor de hidrogenación de lecho fijo se diseña para incluir no sólo reactores de operación sino también de repuesto.

Ocurrirá desactivación de catalizador tanto en el sistema de lecho fijo como en el sistema de destilación catalítica. No es posible regenerar el catalizador de destilación catalítica sin detener el proceso o instalar una columna en paralelo. Ambas opciones son costosas. Sin embargo, un reactor de fase de vapor en lecho fijo de repuesto es una opción relativamente económica. Al utilizar un sistema reactor de lecho fijo con un repuesto en lugar del concepto de columna sencilla de la técnica previa, la vida operativa en la corriente del proceso puede ser mejorada sustancialmente. En el sistema de hidrogenación de lecho fijo, la sección de productos de evaporación neta 50 de la destilación catalítica pasa a través del termointercambiador de flujo cruzado 64 y el calentador de entrada 66 al primer reactor de lecho fijo 68. El efluente del primer reactor 68 pasa a través del interenfriador 70 a la segunda hidrogenación de lecho fijo en el reactor 72. Una serie de lechos fijos seguida por inter-enfriadores pueden emplearse en la misma forma para lograr la transferencia de calor necesaria cuando se requiere. El efluente del último reactor 72 pasa entonces de regreso a través del termointercambiador de reflujo cruzado 64 en donde el calor se extrae y la alimentación 50 a los reactores de lecho fijo se calienta. La temperatura de entrada de los reactores de lecho fijo puede cambiarse rápidamente ya sea para incrementar o disminuir la extensión de hidrogenación en los reactores de lecho fijo. Este control es necesario para manejar exitosamente cambios en la concentración de alimentación de dióxido de carbono o dieno y acetileno. Hasta un aumento de temperatura adiabática máxima de 26.7°C (80°F) en total para ambos lechos, una operación de lecho fijo estable sin pérdida de etileno es posible. Un aumento adiabático típico de 1.66°C (35°F) se espera para la operación normal. Con un aumento de temperatura adiabática de 21.1 a 26.7°C (70 a 80°F) y típicamente de 26.7°C (30°F), el manejo de 35000 a 58000 y típicamente 43000 ppm de acetilenos y dienos de la destilación catalítica resulta en 9000 a 30000 y típicamente 10000 ppm de C3 y más pesados dienos y acetilénicos en la corriente de producto final 74, mientras que se mantiene 100% de conversión de C2 acetileno primordialmente en etileno. En una forma similar, el control de temperatura a la entrada de los reactores de lecho fijo, puede permitir compensación para desactivación catalítica proporcionando las típicas temperaturas de operación de inicio-de-operación y fin-de-operación al sistema de lecho fijo. En la técnica previa, esto sólo puede realizarse por una corrección de temperatura en la columna de destilación catalítica. Esto requiere un cambio de presión en la columna y de esta manera se alterarán las condiciones de fraccionación. Con el sistema tanto de columna de destilación catalítica como reactor de lecho fijo de la presenta invención, la columna de destilación catalítica puede operar a condiciones de fraccionación constantes y correcciones de temperatura inferiores para el sistema de lecho fijo se requerirán. Esto mejora la estabilidad del sistema y permite más larga vida útil del catalizador. La Figura 4 presenta una modalidad alterna de la presente invención. En lugar de la corriente de productos de evaporación de la columna de destilación catalítica 42 que pasa al intercambiador 44 y luego al tambor de reflujo 44, la corriente de productos de evaporación 42 se pasa directamente al intercambiador de flujo cruzado 64 y hacia el sistema reactor de lecho fijo. Siguiendo al sistema reactor de lecho fijo, el efluente se enfría en 65 y el reflujo 48 para la columna se separa en 67 como un líquido condensado 69 y se regresa a la columna. Ya que la corriente que entra al sistema reactor de lecho fijo todavía contiene todo el reflujo para la columna, la temperatura de operación de los reactores de lecho fijo será algo superior para asegurar flujo completo de vapor.

Esto cambiará la actividad de catalizador de diseño y la velocidad espacial para asegurar una operación estable. La ventaja de este enfoque será un superior flujo de masa de hidrocarburos que minimizará el aumento de temperatura a través de los lechos fijos, una presión parcial de hidrógeno reducida que mejore la selectividad y superior espacio velocidad que ambos mejoran la selectividad y disminuyen los costos de catalizador. La Figura 5 ilustra una modalidad alterna de la presente invención que incorpora un pre-reactor. Este arreglo es ventajoso para hidrogenación selectiva en volumen de alimentaciones con alto contenido de dienos y acetilenos. Después de la compresión en 12 y posible tratamiento en un lecho de guarda o pre-lecho (no mostrado), el material de alimentación de fase vapor se mezcla con líquido de recirculación 76 de la bomba 56 de la columna 14 y la mezcla de dos fases pasa concurrentemente a través de un reactor de lecho fijo 78. Ocurre hidrogenación y la presencia de líquido sirve para controlar el aumento de temperatura a través de evaporación. El reactor de hidrogenación 78 puede diseñarse como un reactor de operación más un repuesto para permitir extensión de la operación en corriente del sistema. Siguiendo al pre-reactor, la mezcla de líquido/vapor ya puede enviarse a la columna directamente como una alimentación mixta o separada en un tambor de separación y el líquido y vapor alimentados por separado a la columna. Este último se prefiere ya que cualesquiera oligómeros formados en la hidrogenación inicial estarán en la fase líquida y pueden alimentarse a la columna por debajo de los lechos de catalizador reduciendo de esta manera incrustación. Realizando las hidrogenaciones del lecho fijo antes de la columna de destilación catalítica 14, permitirá posiblemente superior utilización de catalizador sin experimentar pérdida de etileno para aquella porción de la hidrogenación debido a la gran cantidad de dienos y acetilenos de superior reactividad preferencialmente absorbidos, disponibles para hidrogenación. A una utilización superior de catalizador, serán necesarios menores volúmenes de catalizador haciendo al proceso más económico. Una unidad de destilación catalítica aún se requiere después de un pre-reactor para alcanzar las especificaciones de hidrogenación. Se anticipa que un máximo de 50% y típicamente 20% del rendimiento de hidrogenación puede lograrse en el pre-reactor. Otra ventaja de un reactor de hidrogenación de lecho fijo antes de la columna de destilación catalítica 14 es que el reactor puede emplearse como un lecho de guarda o pre-lecho para venenos de catalizador. El catalizador ya puede ser níquel o paladio. Un catalizador de níquel por ejemplo será capaz de catalizar la reacción del compuesto de azufre tiofeno con butadieno para formar un mercaptano pesado. Este mercaptano luego se retirará en la sección de extracción 22 de la columna 14 y de esta manera nunca contactará el catalizador de paladio. Una ventaja aún adicional es que el sistema de pre-reactor externo puede tener un repuesto y de esta manera permitir la regeneración sin requerimiento por interrumpir o apagar toda la planta para reemplazo del catalizador. De forma alterna, como se muestra en la Figura 6, el líquido 76 de la bomba 56 puede fluir hacia abajo a través del lecho fijo 78 y la corriente de vapor del compresor 12 puede fluir hacia arriba. Líquido desde el fondo del reactor de lecho fijo 78 fluye entonces a una porción inferior de la columna 14 y el vapor fluye a un punto de entrada superior. La ventaja de esta secuencia de proceso a contracorriente es que los oligómeros que resultan de las reacciones de polimerización de los hidrocarburos insaturados se retiran del lecho de catalizador a medida que se forman y no pasan sobre la porción restante del lecho de catalizador.

También, este líquido se envía a la columna 26 en un punto de entrada inferior, reduciendo cualquier contaminación potencial del catalizador en la columna 14. Oligómeros que pueden incrustar el catalizador de destilación catalítica se separan fácilmente y no ascienden en la columna para contaminar el catalizador. Además, como en la opción de flujo paralelo, el lecho de catalizador pre-reactor puede tener un repuesto, permitiendo regeneración mientras que el resto del sistema está operando. La capacidad por regenerar fácilmente en línea incrementará las longitudes de ciclo del sistema ya que la zona de catalizador en la entrada de alimentación se espera que tenga la más alta proporción de incrustación. Para reducir al mínimo la incrustación en el pre-reactor de lecho fijo, los gastos de flujo de líquido requieren ser suficientes para reducir al mínimo los puntos calientes locales debido al elevado calor de hidrogenación y lavar separando cualesquiera oligómeros que se forman del catalizador. La operación de estos lechos de preferencia es en la zona continua de vapor. Para alimentaciones de gas pirolizado que exhiben tendencias extremas de incrustación, también es posible la operación en la zona continua del líquido. La Figura 7 ilustra una modalidad adicional de la presente invención que incorpora reactores de lecho fijo dentro del reflujo auxiliar de líquido o las corrientes de inter-enfriador que se retiran de la columna 14. Los reactores de hidrogenación de lecho fijo 82 y 84 se colocan en la corriente lateral de la bandeja de recolección 30 y la corriente lateral de la bandeja de recolección 31 , respectivamente. Estos lechos fijos 82 y 84 están además de las secciones de hidrogenación reactiva 16 y 18 en las secciones de hidrogenación 16 y 18 en la columna de destilación catalítica 14. Una zona de transferencia de masa 82 en la forma de empaques estructurados o bandejas también se agrega sobre el punto de extracción y por debajo del lecho de catalizador. Esta zona permite que el hidrógeno se sature en la fase líquida y de esta manera proporcione el hidrógeno requerido para la hidrogenación de los acetilenos y dienos en el líquido de extracción. La capacidad de la presente invención para retirar 30 a 40 por ciento del hidrógeno del gas de carga antes de las etapas de enfriamiento y condensación, reduce el consumo de energía y el costo de capital. La capacidad de hidrogenar 100 por ciento del acetileno independientemente de la concentración de monóxido de carbono sin pérdidas de C2 o C3 olefinas no fue posible con la técnica previa. Las etapas de destilación catalítica y de lecho fijo combinadas proporcionan superior manejo de trastornos del sistema mientras que mantiene una estable remoción de hidrógeno e hidrogenación de acetileno/dieno. A continuación se dan algunos ejemplos que ¡lustran la presente invención en sus diversas modalidades en comparación con la técnica previa. La siguiente Tabla 1 establece la composición de alimentación empleada para todos los ejemplos. La Tabla 2 cita los resultados para cada uno de los ejemplos. Tabla 1 Tabla 2 Ejemplo 1: Este ejemplo representa la técnica previa establecida en la patente de los E.U.A. previa No. 5,679,241 (Figura 1) con base en una columna de destilación catalítica de una etapa que opera con una proporción de reflujo de 4.4. Con un catalizador de hidrogenación de acetileno inicial típico que contiene niveles de paladio por debajo de 2000 ppm y que opera a una presión de 13.44 bar man. (195 psig) y temperatura de catalizador promedio de 110 grados C (230 grados F), la conversión de acetileno alcanzó 84 por ciento con 0 por ciento de pérdida/ganancia de etileno. A la salida de reactor, hubo 370 ppm de C2 acetileno y un total de 19070 ppm de dienos y acetilénicos. Conversión total de acetileno/dieno es 79.5. Este ejemplo representa el caso en donde la columna sencilla se opera para nada de pérdida de etileno. Como puede verse, hay substancial pérdida de C2 acetileno. Esto producirá producto eíileno fuera de las especificaciones. Ejemplo 2 Este ejemplo también representa la técnica previa y se basa en la columna de destilación catalítica sencilla del Ejemplo 1 con superior temperatura de catalizador y ligera proporción de reflujo ¡nferior de 4.1. La severidad de hidrogenación de una sola columna puede aumentarse para alcanzar bajos niveles de C2 acetileno. Esto puede lograrse al elevar la temperatura o incrementar la actividad de catalizador. La operación a superior temperatura se pretende para reducir el contenido de acetileno y de esta manera lograr producto etileno que cumpla con las especificaciones. En este caso, todas las conversiones de dieno y acetilénicos son superiores en comparación con el Ejemplo 1 , sin embargo también hay una pérdida de 0.6 por ciento de etileno. A la salida del reactor hubo 240 ppm de C2 acetileno y un total de 12340 ppm de dienos y acetilénicos. Una conversión total de acetileno/dieno es 86.7 por ciento. Como puede verse, la conversión incrementada de C2 acetileno se acompaña por una pérdida incrementada de etileno que es económicamente indeseable. Además, el producto etileno todavía no satisface los límites de especificación de 1-2 ppm. Ejemplo 3 Este ejemplo representa la técnica previa y se basa en la columna de destilación catalítica sencilla del Ejemplo 1, con superiores niveles de monóxido de carbono en la alimentación. El monóxido de carbono actúa como un veneno del catalizador y por lo tanto las conversiones de dieno y acetilénicas se redujeron substancialmente. A niveles de monóxido de carbono de 0.1 mol por ciento en la alimentación (proporción de 0.6 por ciento de monóxido de carbono a hidrógeno) el producto tuvo 460 ppm de acetileno y 33860 ppm total de dienos y acetilénicos. La menor actividad de catalizador resultante del CO refleja en la pérdida de productividad de catalizador .00153 - .00114 kg mol/hr-m3 (0.12 a 0.09 ibmol/hr-ft3) de estructura de catalizador y la menor conversión total de acetileno/dieno (63.6 contra 79.5 por ciento para el caso base). La respuesta a esta actividad reducida sería elevar la temperatura del catalizador dentro de la columna de destilación catalítica. Esto requerirá un incremento en la presión más allá de lo que es práctico en una unidad de operación. De esta manera las opciones por compensar los aumentos en CO están limitadas para la técnica previa. Ejemplo 4 Este ejemplo representa la operación combinada mejorada de la columna de destilación catalítica y un reactor de lecho fijo descrito en la Figura 2. Esta operación combinada es necesaria para lograr ganancias de etileno con 100 por ciento de conversión C2 acetileno y 50 a 95 por ciento de conversión de todos los otros compuestos dieno y acetileno. La operación de la columna catalítica de destilación a 13.44 bars manométricos (195 psig) y una temperatura de catalizador promedio 110 grados C (230 grados F) y presión de 13.44 bars manométricos (195 psig) resultó en 12,000 ppm en peso dienos y acetilenos en la sección de productos de evaporación de destilación catalítica que después se alimentan al sistema reactor de hidrogenación de lecho fijo.

La operación de los reactores de hidrogenación de lecho fijo a una velocidad espacial gas horario (GHSV) de 1800 h"1 y a la temperatura a la entrada de lecho de 53.9 grados C (129 grados F), fue exitosa para convertir 100 por ciento del C2 acetileno y que proporciona suficiente hidrogenación adicional resultante en 50 por ciento de conversión total de C3 dieno (tanto hidrogenación de lecho fijo como catalítica) así como 96.1 por ciento de conversión total de los dienos y acetilenos en la alimentación al sistema combinado. Este resultó en 0 ppm de C2 acetileno y 3640 ppm C3 y más pesados dienos y acetilenos a la salida. El producto de etileno de especificación puede producirse con muy elevada conversión de total de las especies altamente insaturadas. Ejemplo 5 Este ejemplo representa la operación combinada mejorada de la columna de destilación catalítica y un reactor de lecho fijo a altos niveles de monóxido de carbono en la alimentación. A niveles de monóxido de carbono de 0.1 en mol por ciento en la alimentación con condiciones de operación constantes para la columna de destilación catalítica, solo la temperatura de la entrada el lecho fijo requiere ser ajustada para mantener las especificaciones del producto. Específicamente, con un aumento en monóxido de carbono de 0.05 a 0.1 mol por ciento, un aumento en la temperatura en de lecho fijo en la entrada de 53.9 a 60 grados C (129 a 140 grados F) fue suficiente para mantener la conversión del C2 acetileno. Además, el C3 y más pesados dienos y acetilenos fueron más hidrogenados resultando en 7740 ppm en peso total, de dienos y acetilenos en el producto. La mejora propuesta en la presente invención realizará 100 por ciento de hidrogenación C2 acetileno con estable hidrogenación 90 por ciento más de C3 a C5 y acetilenos más pesados, 90 por ciento más de hidrogenación de C y C5 dienos, y 50 por ciento más de conversión de C3 dienos en una corriente de alimentación sin hidrogenar las C2 y C3 olefinas. La remoción de hidrogeno resultante con la presente invención permanecerá estable a 30 a 40 y típicamente 30 por ciento dependiendo en la composición de la alimentación.

Claims (29)

1. REIVINDICACIONES 1. Un método para procesar una corriente de alimentación de desintegración catalítica térmica que contiene hidrógeno, etileno, propileno, acetileno, metil acetileno, propadieno y otros C , C5, C6 y más pesados hidrocarburos insaturados para hidrogenar y convertir más esencialmente todo el acetileno con alta proporción en etileno e hidrogenar al menos una porción del metil acetileno, propadieno y otros C4, C5, C6 y más pesados hidrocarburos insaturados en olefinas y de esta manera consumir una porción del hidrógeno sin hidrogenar etileno y propileno, caracterizado porque comprende las tapas de: a. introducir la corriente de alimentación en una columna de destilación catalítica que contiene al menos un lecho de catalizador de hidrogenación y concurrentemente: (i) hidrogenar selectivamente una porción del acetileno para formar etileno e hidrogenar porciones del metil acetileno, propadieno y C , C5, C6 y más pesados hidrocarburos insaturados y controlara las condiciones de hidrogenación con lo que el etileno y propileno no están hidrogenados; y (ii) separar por destilación fraccional la corriente de alimentación en hidrocarburos más ligeros e hidrocarburos más pesados; b. retirar substancialmente todas las porciones restantes del hidrogeno y los hidrocarburos más ligeros como productos de evaporación en fase vapor y substancialmente todos los hidrocarburos más pesados como fondos de la columna de destilación catalítica; c. introducir al menos una porción de los productos de evaporación en fase vapor en un sistema reactor de lecho fijo en fase vapor que contiene un catalizador de hidrogenación e hidrogenar la porción restante del acetileno para formar adicional etileno e hidrogenar mayores porciones de metil acetileno, propadieno y C , C5, C6 y más pesados hidrocarburos insaturados y controlar las condiciones de hidrogenación con lo que el etileno y propileno no se hidrogenan; y d. retirar el producto mixto del sistema reactor del lecho fijo.
2. 2. Un método de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el hidrocarburo más ligero consiste de C4 e hidrocarburos más ligeros y el hidrocarburo más pesado consiste de C e hidrocarburos más pesados.
3. 3. Un método de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el hidrocarburo más ligero consiste de C5 e hidrocarburos más ligeros y el hidrocarburo más pesado consiste de C6 e hidrocarburos más pesados.
4. 4. Un método de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado 0 porque además comprende las etapas de condensar una porción de los productos de evaporación en fase vapor y regresar la porción condensada a la columna de destilación catalítica, como reflujo.
5. 5. Un método de conformidad con la reivindicación 1 , caracterizado porque esencialmente todos los productos de evaporación de fase vapor se 5 introducen al sistema reactor de lecho fijo de fase vapor y además comprende la etapa de regresar una porción de producto del sistema reactor de lecho fijo a la columna de destilación catalítica como reflujo.
6. 6. Un método de conformidad con la reivindicación 1 , caracterizado porque la etapa de controlar la etapa de hidrogenación selectiva en la columna de o destilación catalítica y en el reactor de lecho fijo en fase vapor, incluye las etapas de controlar el perfil de temperaturas.
7. 7. Un método de conformidad con la reivindicación 6, caracterizado porque la etapa de controlar el perfil de temperaturas en la columna de destilación catalítica incluye la etapa de retirar una porción de líquido que desciende de la 5 columna en un punto selecto como una corriente lateral, enfriar la corriente lateral e inyectar la corriente lateral enfriada de regreso a la columna en o sobre el punto selecto.
8. 8. Un método de conformidad con la reivindicación 7, caracterizado porque además incluye la etapa de hidrogenar la corriente lateral.
9. 9. Un método de conformidad con la reivindicación 6, caracterizado porque la etapa de controlar el perfil de temperatura en la columna de destilación catalítica, incluye la etapa de retirar una corriente de reflujo auxiliar desde un punto en la columna por debajo de los lechos de catalizador de hidrogepación, enfriar la corriente de reflujo auxiliar e inyectar la corriente de reflujo auxiliar enfriada de regreso a la columna sobre los lechos de catalizador de hidrogenación.
10. 10. Un método de conformidad con la reivindicación 1 , caracterizado porque el sistema reactor de lecho fijo en fase vapor comprende al menos un reactor y en donde la etapa de controlar la temperatura comprende la etapa de controlar la temperatura en los intercambiadores antes del reactor.
11. 11. Un método de conformidad con la reivindicación 1 , caracterizado porque el sistema reactor de lecho fijo en fase vapor comprende dos o más reactores en serie y en donde la etapa de controlar la temperatura comprende las etapas de controlar la temperatura en termo intercambiadores antes de cada de los reactores.
12. 12. Un método de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la etapa de hidrogenación selectiva consiste de la etapa de operar la columna de destilación catalítica de manera tal que la concentración de etileno en la fase líquida en el lecho catalizador sea menor a 2 por ciento en peso.
13. 13. Un método de conformidad con la reivindicación 1 , caracterizado porque la etapa de hídrogenación selectiva comprende la etapa de operar la columna de destilación catalítica de manera tal que el flujo de líquido por la columna es mayor a .39 kg/hr/m2 (800 Ib/hr/ft2) de área en sección transversal en el área de lecho de catalizador.
14. 14. Un método de conformidad con ia reivindicación 1 , caracterizado porque la etapa de introducir la corriente de alimentación en la columna de destilación catalítica incluye la etapa de mezclar la corriente de alimentación con un líquido de reciclado de la columna de destilación catalítica e introducir la corriente de alimentación mixta y el líquido reciclado en un pre-reactor de hidrogenación de lecho fijo antes de la columna de destilación catalítica con lo que una porción de los hidrocarburos altamente insaturados se hidrogena y las corrientes de vapor y líquido se introducen en la columna de destilación catalítica.
15. 15. Un método de conformidad con la reivindicación 1 , caracterizado porque el lecho de catalizador de hidrogenación en la columna de destilación catalítica contiene un catalizador de un metal del grupo VIIIA en un soporte.
16. 16. Un método de conformidad con la reivindicación 12, caracterizado porque el catalizador comprende paladio en alúmina.
17. 17. Un método de conformidad con la reivindicación 13, caracterizado porque el catalizador también incluye un aditivo seleccionado del grupo que consiste de oro, plata y metales alcalinos.
18. 18. Un método de conformidad con la reivindicación 14, caracterizado porque los catalizadores que tienen diferentes cantidades de paladio se ubican en porciones selectas de la columna de destilación catalítica.
19. 19. Un método de conformidad con la reivindicación 15, caracterizado porque catalizadores diferentes se ubican en diferentes porciones de la columna de destilación catalítica.
20. 20. Un método de conformidad con la reivindicación 19, caracterizado porque los diferentes catalizadores contienen diferentes metales.
21. 21. Un método de conformidad con la reivindicación 19, caracterizado porque los diferentes catalizadores tienen diferentes cargas de metal. s
22. 22. Un método de conformidad con la reivindicación 15, caracterizado porque el catalizador comprende níquel en un soporte.
23. 23. Un método de conformidad con la reivindicación 15, caracterizado porque el catalizador comprende una combinación de paladio en un soporte y níquel en un soporte en diferentes porciones de la columna de destilación o catalítica.
24. 24. Un método de conformidad con la reivindicación 1 , caracterizado porque el catalizador de hidrogenación en el sistema reactor de lecho fijo comprende un metal del grupo VINA en un soporte.
25. 25. Un método de conformidad con la reivindicación 24, 5 caracterizado porque el catalizador de hidrogenación en el sistema reactor de lecho fijo comprende paladio en alúmina.
26. 26. Un método de conformidad con la reivindicación 24, caracterizado porque el catalizador de hidrogenación en el sistema reactor de lecho fijo comprende paladio en alúmina con un promotor que consiste de oro, plata, y 0 metal alcalino o sus combinaciones.
27. 27. Un método de conformidad con la reivindicación 14, caracterizado porque el pre-reactor de hidrogenación de lecho fijo contiene un catalizador de níquel y el pre-reactor provoca la reacción de compuestos de azufre para remoción.
28. 28. Un método de conformidad con la reivindicación í, caracterizado porque además comprende la etapa de retirar venenos de catalizador de la corriente de alimentación antes de introducir en la columna de destilación catalítica.
29. 29. Un método de conformidad con la reivindicación 28, caracterizado porque los venenos de catalizador son plomo, arsénico y mercurio.