ES-2137446_T3

k OFICINA ESPAÑOLA DE k 2 137 44611 Número de publicación: kInt. Cl. : C07C 15/073 19 PATENTES Y MARCAS 51 6 ESPAÑA C07C 2/68 k 12 TRADUCCION DE PATENTE EUROPEA T3 kNúmero de solicitud europea: 95203075.7 86 kFecha de presentación : 12.04.1991 86 kNúmero de publicación de la solicitud: 0 703 202 87 87kFecha de publicación de la solicitud: 27.03.1996 k 54 Tı́tulo: Un procedimiento para producir etilbenceno. k 30 Prioridad: 17.04.1990 US 511489 k 73 Titular/es: THE DOW CHEMICAL COMPANY 2030 Dow Center Midland, Michigan 48674, US k 45 Fecha de la publicación de la mención BOPI: k 72 Inventor/es: Benton, James H.; 16.12.1999 Leissner, Kirk A.; Broodoo, Jack; Fox, Ellroy G. y Ivy, John B. k 45 Fecha de la publicación del folleto de patente: k 74 Agente: Elzaburu Márquez, Fernando 16.12.1999 ES 2 137 446 T3 Aviso: En el plazo de nueve meses a contar desde la fecha de publicación en el Boletı́n europeo de patentes, de la mención de concesión de la patente europea, cualquier persona podrá oponerse ante la Oficina Europea de Patentes a la patente concedida. La oposición deberá formularse por escrito y estar motivada; sólo se considerará como formulada una vez que se haya realizado el pago de la tasa de oposición (art◦ 99.1 del Convenio sobre concesión de Patentes Europeas). Venta de fascı́culos: Oficina Española de Patentes y Marcas. C/Panamá, 1 – 28036 Madrid ES 2 137 446 T3 DESCRIPCION Un procedimiento para producir etilbenceno. 5 Esta invención se refiere a un procedimiento para producir etilbenceno, procedimiento en el que el calor de la reacción se recupera con una gran eficiencia. Esta solicitud de patente es una aplicación divisional de la patente EP-A-0 477 358. 10 La transferencia eficiente de materia, el control de la temperatura de los reaccionantes y la coproduc- ción de energı́a a un nivel suficiente para ser útil son varios de los problemas a los que se enfrenta la técnica actual de procesamiento quı́mico. En muchos procesos, el uso de reaccionantes y catalizadores corrosivos requiere aparatos más resistentes y más duraderos, hechos frecuentemente de materiales re- sistentes a la corrosión costosos. Por ejemplo, en diversos procesos de la técnica anterior de alquilación 15 catalı́tica de hidrocarburos, un catalizador ácido (por ejemplo, ácido fluorhı́drico o sulfúrico o cloruro de aluminio) es transportado a través del sistema de la reacción y a través del sistema de recuperación. Los aparatos usados en dichos procesos, como bombas, recipientes, válvulas y cambiadores de calor, están hechos de aleaciones costosas. La temperatura juega un papel crı́tico en dichos procesos y puede limitar las posibilidades de diseño. 20 La producción de etilbenceno por la reacción tradicional, catalizada por cloruro de aluminio (AlCl3 ), de etileno y benceno ha sido de uso comercial durante décadas. Se usa etilbenceno en grandes canti- dades para la fabricación de monómero de estireno, la materia prima del poliestireno. Frecuentemente el catalizador es un complejo lı́quido de AlCl3 . La reacción se realiza en un medio lı́quido heterogéneo 25 compuesto del complejo del catalizador y una mezcla de bencenos etilados y origina un producto lı́quido de dos fases: (1) el complejo lı́quido de AlCl3 (separado y reciclado al reactor de alquilación) y (2) una mezcla de benceno que no ha reaccionado y productos de la reacción, como etilbenceno, dietilbenceno y polietilbencenos superiores. 30 La reacción total se puede expresar simplemente como: 35 40 La quı́mica actual implicada es compleja. Primero, está la alquilación que implica la reacción arriba indicada de benceno y etileno para formar etilbenceno. La alquilación se complica por la existencia de 45 reacciones secundarias menores, como craqueado y polimerización. Sin embargo, de mayor importancia es la formación de polietilbencenos: 50 55 Como ilustran las ecuaciones anteriores, el primer grupo alquilo formado activa al núcleo aromático 60 por lo que la segunda reacción transcurre más rápidamente que la primera y ası́ sucesivamente, por lo me- nos hasta que ocurre un impedimento estérico, aunque el hexaetilbenceno se forma bastante fácilmente. Esto origina una mezcla de mono-, di-, tri- y poli-etilbencenos superiores junto con benceno que no ha 2 ES 2 137 446 T3 reaccionado. Afortunadamente, la reacción es reversible, esto es, reversible en el sentido de que, por ejemplo, el dietilbenceno reaccionará bajo la influencia del AlCl3 para formar monoetilbenceno: 5 10 15 Ası́, esta transalquilación o reorganización de grupos etilo entre los anillos aromáticos lleva a una mez- cla dada de reacción hacia una composición de equilibrio que depende sólo de la relación de grupos etilo a anillos de benceno presentes. Son estas reacciones de transalquilación las que permiten prácticamente que 20 todo el etileno y benceno alimentados al sistema del reactor se conviertan finalmente en monoetilbenceno. En un proceso convencional de fabricación de etilbenceno, tanto la etapa de alquilación como la de transalquilación se realizan en un reactor simple de retromezclado usando tiempos de contacto relativa- mente bajos y temperaturas bajas (30 a 60 min y 110 a 165◦C). El proceso convencional usa también 25 concentraciones de catalizador AlCl3 relativamente altas. Por esta razón, el catalizador se debe separar del producto de la reacción y reciclar al reactor. La patente de los Estados Unidos 3.448.161 describe el uso de tiempos de contacto cortos (2 min) y temperaturas de hasta 250◦C. La patente de los Estados Unidos 3.766.290 describe el uso de concentraciones de catalizador por debajo del nivel que requiere re- ciclar el catalizador. Las ventajas de reactores de alquilación y transalquilación distintos se revelan en la 30 patente de los Estados Unidos 3.848.012. El concepto de tener etapas de alquilación y transalquilación separadas, pero combinadas en una única pieza de equipo, se reivindica en la patente de los Estados Unidos 4.179.473. La patente de los Estados Unidos 3.501.536 describe el uso de un reactor con tubos de intercambio de calor y una pluralidad de conductos que llevan los hidrocarburos reaccionantes en un espacio de reactor para el mezclado ı́ntimo y enfriamiento de reaccionantes y catalizador, entrando los 35 reaccionantes a través de una serie de aberturas espaciadas a los tubos que impulsan los reaccionantes en un flujo espiral ascendente alrededor de los tubos de intercambio de calor. La patente de los Estados Unidos 3.817.708 describe un cambiador de calor para uso en una unidad de alquilación, en el que un medio de transferencia de calor fluye a través de tubos en U mientras que un ácido catalizador de alqui- lación fluye a través del espacio restante dentro de una envoltura cilı́ndrica que contiene a los tubos en 40 U, aproximándose entre sı́ los codos de los tubos en U cerca del centro de la envoltura en una relación adyacente, distanciada y no solapante. Todos estos procesos tienen ciertos inconvenientes que se resuelven por la presente invención. Los reactores de alquilación convencionales consisten en depósitos o torres, abiertos o con pantallas. 45 Estos reactores se construyen de acero recubierto con ladrillos o de aleaciones exóticas que resisten la corrosión por el catalizador ácido. En la bibliografı́a se han descrito reactores de alquilación de tubos o serpentines, pero no han sido comercializados debido a una diversidad de problemas. La presente invención, en una realización, se refiere a un procedimiento para producir etilbenceno, 50 procedimiento que comprende: alimentar etileno, catalizador y benceno a un recipiente de un reactor de alquilación, en el que reac- cionan exotérmicamente produciendo una primera corriente con benceno, catalizador, etilbenceno y po- lietilbencenos como productos de la reacción; 55 circular la primera corriente en un reactor de transalquilación produciendo una segunda corriente con un contenido de etilbenceno mayor y un contenido de polietilbencenos menor que los de la primera corriente, conteniendo la segunda corriente catalizador, etilbenceno y polietilbenceno; 60 circular la segunda corriente a medios de separación para separar sus componentes, incluido etilben- ceno; 3 ES 2 137 446 T3 caracterizado porque el etileno, catalizador y benceno se alimentan en tubos de reacción del recipiente del reactor de alquilación y la temperatura en los tubos de reacción se mantiene por encima de 200◦C, porque la temperatura en el reactor de transalquilación se mantiene entre 40 y 75◦C y 5 porque un medio de transferencia de calor circula, en relación de intercambio de calor con los tubos de reacción, en el recipiente del reactor de alquilación para recuperar el calor producido por la reacción de etileno y benceno y porque el medio de transferencia ası́ calentado circula a los medios de separación para proporcionar calor para hacer funcionar los medios de separación. 10 Este procedimiento saca ventaja de la quı́mica fundamental de las dos etapas principales de la reacción, la alquilación y la transalquilación, para mejorar la eficiencia de procesos de producción de etilbenceno conocidos. Además, aunque el procedimiento mejorado de la presente invención puede ser aplicado fácilmente a nuevas instalaciones de producción, también es aplicable para reorganizar e incrementar la 15 eficiencia de plantas existentes. Las realizaciones del procedimiento de acuerdo con la presente invención tienen las siguientes carac- terı́sticas: 20 - recuperación, con gran eficiencia, del calor de reacción para hacer funcionar directamente una baterı́a de acabado de etilbenceno. Los procesos convencionales, en el mejor de los casos, mejoran vapor de agua de poder calorı́fico bajo con una porción del calor de reacción; - reducción de subproductos y de formación de residuos pesados (esto es, aumento del rendimiento) 25 por realizar las etapas de alquilación y transalquilación en condiciones óptimas, permitir la optimi- zación de cada proceso y la maximización del rendimiento de cada proceso ası́ como incrementar la eficiencia del catalizador. Diversos procesos convencionales realizan las dos etapas de la reacción a la misma temperatura y a la misma concentración del catalizador; - un tiempo de contacto (tiempo de residencia en los tubos de reacción) corto y una turbulencia 30 elevada en la alquilación reducen o eliminan obstrucciones y ensuciamiento; - reducción de polimerización del etileno (por ejemplo, alquitrán) por proporcionar un mezclado óptimo de los reaccionantes; 35 - no se reciclan polietilbencenos al reactor de alquilación con lo que se incrementa el rendimiento y se reduce la cantidad de transalquilación requerida; - como el reactor se aproxima al flujo del tipo de pistón, la cinética de la alquilación mejora la selectividad hacia el monoetilbenceno; 40 - un control exacto de la exotermia de la reacción de alquilación origina rendimientos mejorados y formación reducida de sólidos (ensuciamiento y obstrucciones); - la turbulencia elevada en el lado de los tubos del reactor de alquilación y la ebullición en el lado de la envoltura originan una eficiencia de transferencia de calor uniforme y extremadamente elevada 45 con lo que se minimiza el coste de equipos de aleaciones especiales; - inyecciones múltiples de uno o más reaccionantes a lo largo del recorrido del reactor reducen o eliminan exotermias no controladas y originan una operación más isotérmica; 50 - la distribución uniforme de cantidades exactas de reaccionantes lı́quidos y gaseosos a cada tubo ayuda a controlar proporciones de reaccionantes y optimiza las distribuciones de los productos, reduciendo al mismo tiempo malas distribuciones de gases o lı́quidos (cantidades desiguales de lı́quido o gas que circulan en diversos tubos de una pasada dada); - el tamaño del reactor se reduce o minimiza debido a temperaturas de funcionamiento más altas, 55 mezclado turbulento de los reaccionantes, velocidades de transferencia de calor elevadas y veloci- dades de reacción incrementadas. La presente invención puede usar un reactor de alquilación de flujo turbulento con recuperación del calor de la reacción. En una realización de un reactor útil en el procedimiento de la presente invención 60 en el que la reacción tiene lugar en tubos de reacción dentro del reactor, cada una de las dos cabezas del reactor permite que los reaccionantes gaseosos sean inyectados en una corriente lı́quida al comienzo de cada pasada a través de un tubo de reacción. Se pueden incluir uno o más tubos de reacción en cualquier 4 ES 2 137 446 T3 pasada particular a través del reactor y se puede emplear cualquier número deseado de pasadas. Todos los tubos de una pasada pueden ser alimentados con gas desde una cámara común de gas y se puede usar una cámara distinta de gas para cada pasada del reactor. El gas circula desde las cámara de gas a través de burbujeadores de gas y en los tubos de reacción donde contacta turbulentamente con la corriente 5 lı́quida. Para cada tubo de una pasada dada, un burbujeador de gas sobresale axialmente hacia abajo en el tubo una corta distancia. Esta configuración permite que cada tubo de una pasada dada sea alimentado individualmente con gas. 10 Toda la corriente lı́quida de alimentación entra en el reactor al comienzo de la primera pasada. Los finales de los tubos de reacción se abren en cámaras de lı́quido. Hay una cámara de lı́quido al comienzo de la primera pasada, una entre cada dos pasadas y una al final de la pasada final. Cuando la corriente lı́quida hace su recorrido a través del reactor, se burbujea gas en el lı́quido dentro de un tubo del reactor 15 al comienzo de cada pasada. Con dicho reactor, se minimizan los tiempos de residencia y se hace posible una distribución uniforme de cantidades exactas de reaccionantes a cada tubo. También, hay fácil acceso a partes internas para limpieza y mantenimiento. Este reactor permite que reacciones de alquilación relativamente rápidas y 20 muy exotérmicas sean realizadas de una manera tal que el calor de reacción se usa directamente para hacer funcionar una baterı́a de acabado de etilbenceno o para calentar corrientes del proceso. En una realización, ilustrada en la figura 7, el reactor es de diseño horizontal, de tubos en una en- voltura y de varias pasadas, aplicándose los residuos procedentes de la torre de acabado de etilbenceno 25 a la envoltura como medio de transferencia de calor y realizándose una alquilación en los tubos. Ası́, la envoltura del reactor sirve como una torre cambiadora de calor. Se prefiere que las velocidades lineales dentro de los tubos sean tales que el reactor funcione cerca de la región de flujo del tipo de pistón. Una pluralidad de inyectores de etileno ayuda a controlar la exotermia de la reacción. Son posibles tiempos de contacto inferiores a un minuto. 30 En ciertas realizaciones de la presente invención se emplean procedimientos que utilizan aparatos que proporcionan una alimentación uniforme de reaccionantes lı́quidos a una pluralidad de tubos de reacción de una pasada particular a través del reactor. Esto se realiza ajustando el caudal y parámetros de diseño, incluidas disposición de los burbujeadores, dimensiones y disposición y dimensiones de los tubos 35 de reacción. Se consiguen temperaturas de reacción superiores a 200◦ C y las presiones de la reacción son suficientes para mantener hidrocarburos aromáticos en la fase lı́quida. 40 En una realización, el procedimiento de la presente invención comprende: alimentar un primer material reaccionante, que consiste en etileno, catalizador y benceno, en una primera cámara de un recipiente de un reactor, teniendo el recipiente del reactor un primer extremo, un segundo extremo y una boca de salida del producto de la reacción desde la que los productos de la 45 reacción salen del recipiente del reactor, circular uniforme y turbulentamente el primer material reaccionante desde la primera cámara en el primer extremo del recipiente del reactor a una pluralidad de tubos de reacción huecos, teniendo cada tubo una superficie interior y una superficie exterior y comunicándose cada tubo con la primera cámara, 50 extendiéndose cada tubo entre la primera cámara y el segundo extremo del recipiente del reactor, alimentar un segundo material reaccionante a través de burbujeadores huecos a los tubos de reacción, estando dispuesto parcialmente un burbujeador en cada tubo de reacción y circulando turbulentamente el segundo material reaccionante a través de los burbujeadores y en los tubos de circulación, 55 circular en el reactor un medio de transferencia de calor a través de un boca de entrada del medio de transferencia de calor de modo que éste contacte con las superficies exteriores de los tubos de reacción en un relación de intercambio de calor con ellas, 60 sacar del reactor el medio de transferencia de calor a través de una boca de salida del medio de transferencia de calor y 5 ES 2 137 446 T3 circular productos de la reacción desde los tubos de reacción a través de la salida de productos de la reacción con la que se comunican los tubos. En una realización preferida del procedimiento de la presente invención se usa un reactor para una 5 reacción de materiales reaccionantes, comprendiendo el reactor: un recipiente hueco del reactor, que tiene un primer extremo, un segundo extremo y una salida de productos de la reacción desde la que los productos de la reacción salen del recipiente del reactor, 10 por lo menos un tubo de reacción, que tiene una superficie interior, una superficie exterior, un primer extremo y un segundo extremo, estando montado el tubo de reacción dentro del recipiente del reactor y extendiéndose desde el primer extremo del recipiente del reactor hasta el segundo extremo del recipiente del reactor, 15 una primera cámara, dispuesta en el primer extremo del recipiente del reactor, para recibir el primer material reaccionante, comunicándose el primer extremo de cada uno de por lo menos un tubo de reacción con la primera cámara de modo que el primer material reaccionante circula turbulentamente, con una caı́da de presión, 20 desde la primera cámara en el interior del por lo menos un tubo de reacción a través de su primer extremo, un burbujeador hueco dispuesto parcialmente en cada uno de por lo menos un tubo de reacción, en el que y a través del cual un segundo material reaccionante circula turbulentamente, con una caı́da de presión, en el interior del por lo menos un tubo de reacción para reaccionar en éste con el primer material 25 reaccionante, comunicándose el segundo extremo del por lo menos un tubo de reacción con la salida de producto de la reacción de modo que el producto de la reacción circulará desde el interior del tubo de circulación en y a través de la salida de producto de la reacción y sale del recipiente del reactor, 30 teniendo el recipiente del reactor una entrada de un medio de transferencia de calor al recipiente del reactor y una salida del medio de transferencia de calor fuera del recipiente del reactor, estando confi- gurado el recipiente y estando dispuesto el por lo menos un tubo de reacción de modo que el medio de transferencia de calor contacta con el exterior del tubo de reacción en relación de intercambio de calor y 35 no contacta con el primer ni con el segundo materiales reaccionantes, la reacción en el por lo menos un tubo de reacción es exotérmica y el medio de transferencia de calor se calienta, mediante su relación de intercambio de calor, con el por lo menos un tubo de reacción que también se calienta por el calor de la reacción, 40 una segunda cámara para recibir el segundo material circulante, comunicándose el burbujeador hueco de cada uno de por lo menos un tubo de reacción con la segunda cámara y extendiéndose desde éste de modo que el segundo material reaccionante circula desde la segunda cámara en y a través del burbujeador, 45 incluyendo el por lo menos un tubo de reacción una pluralidad de tubos de reacción, correspondiéndose un burbujeador hueco con cada tubo, pudiendo circular una porción del primer reaccionante en cada uno de los tubos de reacción, disminuyendo la presión del primer material reaccionante en una primera caı́da de presión entre la primera cámara y el interior de los tubos de reacción, disminuyendo la presión del primer material reaccionante en una segunda caı́da de presión cuando circula a través de la primera 50 cámara a cada uno de los tubos de reacción, siendo la primera caı́da de presión suficientemente mayor que la segunda caı́da de presión de modo que una cantidad uniforme del primer material reaccionante circula en cada uno de los tubos de reacción, la relación de la primera caı́da de presión a la segunda caı́da de presión es superior a 10, 55 comunicándose el burbujeador hueco de cada tubo de reacción con una segunda cámara dispuesta en el primer extremo del recipiente del reactor, para recibir el segundo material reaccionante y desde la que el segundo material reaccionante circula en y a través de los burbujeadores y sale a través de un orificio en un extremo de cada burbujeador dispuesto en cada tubo de reacción, disminuyendo la presión del segundo 60 material reaccionante en una caı́da de presión primaria cuando circula desde la segunda cámara y sale del orificio de cada burbujeador, disminuyendo la presión del segundo material reaccionante en una caı́da de presión secundaria cuando circula a través de la segunda cámara a cada uno de los burbujeadores, siendo 6 ES 2 137 446 T3 la caı́da de presión primaria suficientemente mayor que la caı́da de presión secundaria de modo que una cantidad uniforme del segundo material reaccionante circula en cada uno de los burbujeadores, calentándose uniformemente el por lo menos un tubo de reacción por la reacción a lo largo de una 5 porción principal de sus longitudes. Para que la manera en que las caracterı́sticas y ventajas antes citadas de la invención, ası́ como otras que serán evidentes, sean conseguidas y puedan ser comprendidas en detalle, se describirán descripciones más particulares de la invención resumida brevemente anteriormente con referencia a ciertas realizaciones 10 de la invención que se ilustran en los dibujos adjuntos, dibujos que forman parte de esta Memoria. Hay que indicar, sin embargo, que los dibujos adjuntos ilustran realizaciones preferidas de la invención y, por lo tanto, no se deben considerar como limitativos de su alcance, porque la invención puede admitir otras realizaciones equivalentes, igualmente eficaces. 15 La figura 1 es una vista esquemática de un sistema de un reactor para uso en el procedimiento de la presente invención. La figura 2 es una vista, desde un extremo, del sistema del reactor de la figura 1. 20 La figura 3 es una vista esquemática, en sección transversal, de una porción de un sistema de un reactor para uso en el procedimiento de la presente invención. La figura 4 es una vista esquemática de una porción de un sistema de un reactor para uso en el procedimiento de la presente invención. 25 Las figuras 5a y 5b son vistas esquemáticas, desde un extremo, de un sistema de un reactor para uso en el procedimiento de la presente invención. Las figuras 6a y 6b son vistas esquemáticas, desde un extremo, de un sistema de un reactor para uso 30 en el procedimiento de la presente invención. La figura 7 es una vista esquemática de un procedimiento de acuerdo con la presente invención. La figura 8 es una gráfica que muestra la distribución de productos en un procedimiento teórico de la 35 técnica anterior. La figura 9 es una gráfica que muestra una distribución de productos en un procedimiento realizado de acuerdo con la presente invención. 40 La figura 10 es una gráfica que compara un procedimiento de la técnica anterior y un procedimiento de acuerdo con la presente invención. La figura 11 es una vista, en sección transversal, de un burbujeador de gas usado en reactores para uso en el procedimiento de la presente invención. 45 Las tablas I y II presentan datos de un ensayo de un reactor de un solo tubo de acuerdo con la presente invención. La tabla III presenta datos de un procedimiento de acuerdo con la presente invención. 50 La tabla IV presenta datos de un procedimiento de acuerdo con la presente invención. Con referencia ahora a las figuras 1 y 2, un sistema de un reactor 10 para uso en el procedimiento de la presente invención tiene una sección de envoltura 12, una cabeza 56 en el extremo izquierdo 14 y una 55 cabeza 58 en el extremo derecho 16. La sección de envoltura 12 (hecha, por ejemplo, de acero al carbono) tiene diversas entradas y salidas, incluidas: una boquilla 68 de entrada de reaccionantes; boquillas 18 y 20 de entrada del medio de transferencia de calor; drenajes 22 y 24 y una salida 26 de alivio de la presión; boquillas 28 y 30 para acoplamiento de instrumentos; entradas de alimentación de etileno a la cabeza 56 (entradas 32, 34, 36 y 38); entradas de alimentación de etileno a la cabeza 58 (entradas 42, 44, 46 y 48); 60 una salida 40 de descarga de producto; una salida 70 de alivio de la presión en la pared del tubo; y una salida 54 del medio de transferencia de calor. 7 ES 2 137 446 T3 Una placa tubular primaria 50 está dispuesta entre la sección de envoltura 12 y la cabeza 56. La placa tubular 50 está hecha de Hastelloy B-2 R o de un material estratificado hecho de capas de acero al carbono, nı́quel y Hastelloy B-2, por ejemplo, una capa de Hastelloy B-2 de 16 mm, una capa de nı́quel de 3,2 mm y dos capas de acero al carbono de 180 y 230 mm, unidas por explosión o soldadas. Una placa 5 tubular primaria 52 está dispuesta entre la sección de envoltura 12 y la cabeza 58. Unas chapas extremas cierran cada cabeza. Una chapa extrema 60 con una junta de estanqueidad 64 está fijada a la cabeza 56. Una chapa extrema 62 con una junta de estanqueidad 66 está fijada a la cabeza 58. Se prefiere que todas las partes del reactor en contacto con los reaccionantes estén hechas de material Hastelloy B-2. 10 Como se muestra en la figura 2, cada boca de entrada de etileno 32, 34, 36, 38, alimenta a una sección particular del sistema del reactor 10. El sistema del reactor 10 tiene ocho conjuntos de tubos de reacción transversales (no mostrados). Cada conjunto de tubos es alimentado por una alimentación individual de etileno; por lo tanto, hay ocho de tales entradas 32, 34, 36, 38 y 42, 44, 46, 48. En el extremo inicial de cada conjunto de tubos de reacción, se alimenta etileno a los tubos alimentando etileno a una cámara y 15 desde ésta a burbujeadores que se extienden en cada tubo de reacción desde la cámara. El etileno y los otros reaccionantes (benceno y complejo del catalizador) se desplazan a través de los tubos, reaccionando y produciendo calor y productos de la reacción. En el otro extremo de los tubos, los tubos terminan en otra cámara de lı́quido desde la que se extiende otro conjunto de tubos de reacción. El etileno es inyectado también por burbujeadores en el comienzo del nuevo conjunto de tubos de reacción y el etileno 20 añadido, reaccionantes y productos se desplazan en dirección contraria a través de la sección de envoltura cuando los materiales se desplazan a través de los tubos. En el sistema del reactor 10 de las figuras 1 y 2, los materiales hacen cuatro pasadas a través de la sección de envoltura; por lo tanto, hay ocho alimentaciones de etileno. 25 La entrada 38 de alimentación de etileno en un primer extremo del reactor como se muestra en la fi- gura 2 alimenta etileno a una cámara de etileno 39 desde la que se alimenta a través de burbujeadores (no mostrados) a un primer conjunto o pasadas de tubos de reacción (no mostrados) que contienen benceno y complejo del catalizador. Después de que estos materiales se hayan desplazado a través de la sección de envoltura 12 en la primera pasada a través del primer conjunto de tubos de reacción, se inyecta etileno 30 adicional a través de la boca 48 de alimentación de etileno en el otro extremo (un segundo extremo) del reactor que alimenta a otra cámara de etileno (no mostrada). Desde esta cámara, el etileno circula a través de burbujeadores (no mostrados) en un segundo conjunto o pasadas de tubos de reacción (no mos- trados) que se extienden hasta una cámara de lı́quido 37 y se intercomunican con ésta (figura 2). A través de la boquilla 36 de entrada de alimentación de etileno, se inyecta etileno a un tercer conjunto de tubos 35 de reacción que se extienden desde la cámara 37 en el segundo extremo del reactor hasta otra cámara (no mostrada). Un cuarto conjunto de tubos de reacción que se extienden desde esta cámara es alimentado con etileno desde la boquilla 46 de entrada de alimentación de etileno (a través de burbujeadores) y los tubos se extienden hasta una cámara 33. Un quinto conjunto de tubos de reacción (no mostrados) que se extienden desde la cámara 33 es alimentado con etileno desde una boquilla 34 de entrada de alimentación 40 de etileno, entrando el etileno en los tubos a través de burbujeadores (no mostrados). Estos tubos (el quinto conjunto) se extienden hasta una cámara (no mostrada) en el segundo extremo del reactor. El siguiente conjunto de tubos (el sexto conjunto) que se extiende desde esta cámara es alimentado con etileno desde una boquilla 44 de entrada de alimentación de etileno (a través de burbujeadores). Estos tubos (el sexto conjunto) se extienden hasta el primer extremo del reactor y terminan en una cámara 31. 45 Se inyecta etileno adicional en burbujeadores (no mostrados) dispuestos en un séptimo conjunto de tubos de reacción (no mostrados) a través de una boquilla 32 de entrada de alimentación de etileno y burbu- jeadores (no mostrados). El séptimo conjunto de tubos de reacción se extiende desde la cámara 31 en el primer extremo del reactor hasta otra cámara (no mostrada), desde la que se extiende el octavo y último conjunto de tubos de reacción. Se alimenta etileno a través de la boquilla 42 de alimentación de etileno 50 a través de burbujeadores (no mostrados) al conjunto final (octavo) de tubos de reacción. El octavo conjunto de tubos de reacción se extiende desde la cámara adyacente a la boquilla 42 de alimentación de etileno en el segundo extremo del reactor hasta una cámara 35 (figura 2), desde la que los productos de la reacción salen del reactor a través de la salida 40 de producto. 55 En la figura 3 se muestra esquemáticamente un sistema de reactor 71 (10 en la figura 1) de cuatro pasadas para uso en el procedimiento de la presente invención, que tiene cuatro conjuntos o pasadas de tubos de reacción, mostrándose los tubos 112, 126, 114 y 116. Una cabeza 76 (56 en la figura 1) está fijada a la sección de envoltura 72 (12 en la figura 1) por fijación de una brida 78 de la sección de envoltura 72 (12 en la figura 1) a una brida 82 de la cabeza 76 (56 en la figura 1) por tornillos (no mostrados) que se 60 extienden a través de taladros 64, 85 (en la brida 82) y de taladros 80, 81 (en la brida 78). Una placa tubular secundaria 86, una pared 88 de canal de la cámara de gas y unas paredes interiores 8 ES 2 137 446 T3 90 y 98 de la cámara de gas (hechas, por ejemplo, de aleación Hastelloy B-2 y soldadas entre sı́) definen dos cámaras 94 y 96 de gas etileno, alimentadas cada una por una boquilla de alimentación de etileno (no mostradas, lo mismo que la alimentación 32-38 y 42-48). El etileno es transportado desde las cámaras 94 y 96 de gas etileno por tubos 100 y 102, respectivamente, de alimentación a los burbujeadores, que se 5 extienden en tubos de reacción 114 y 112, respectivamente. La placa tubular secundaria 86 está separada de la placa tubular primaria 74 (50 en la figura 1) por una pared 124 de canal de la cámara de benceno (con extensiones de las paredes interiores 90 y 98 de la cámara de gas que se extienden a través de la placa tubular secundaria 86 para contactar con la placa tubular primaria 74) que definen cámaras 118 de entrada de reaccionantes y cámaras 120 y 122 de lı́quido. 10 Los reaccionantes, por ejemplo, benceno lı́quido y un complejo del catalizador, circulan a través de una boquilla 108 (68 en la figura 1) de entrada de reaccionantes, extendiéndose a través de la sección de envoltura 72 (12 en la figura 1) y a través de la placa tubular primaria 74 (50 en la figura 1) en la cámara 118 de entrada de reaccionantes en un primer extremo de la sección de envoltura 72 (12 en 15 la figura 1). Desde esta cámara 118, los reaccionantes circulan en el tubo de reacción 112 en el que se encuentran turbulentamente con gas etileno alimentado al tubo de reacción 112 a través del tubo 102 de alimentación al burbujeador. Estos materiales circulan después turbulentamente a través del tubo de reacción 112 hasta el otro extremo (un segundo extremo, no mostrado) de la sección de envoltura 72 (12 en la figura 1), terminando en otra cámara (no mostrada) de entrada de reaccionantes, desde la que 20 se extiende otro tubo de reacción 126 hasta la cabeza 76 (56 en la figura 1) en el primer extremo de la sección de envoltura. Antes de que los materiales dejen el segundo extremo de la sección de envoltura, se inyecta etileno adicional en el tubo de reacción 126 y los reaccionantes circulan después a través del tubo de reacción 126 hasta la cámara 120 de lı́quido. Ası́, las reacciones continúan con materiales que se desplazan desde la cámara 120 en y a través del tubo de reacción 114, en otra cámara (no mostrada) en 25 el otro extremo de la sección de envoltura, en el tubo de reacción 116, en la cámara 122 y salen a través de la boquilla 110 (40 en la figura 1) de salida de producto. A través de un burbujeador de etileno 100, se inyecta en el tubo de reacción 114 etileno desde una cámara de etileno 94. De modo similar, en el otro (segundo) extremo del reactor, se burbujea etileno en el tubo de reacción 116. Aunque en la figura 3 (un dibujo esquemático) sólo se muestran cuatro tubos de reacción, una pluralidad de tubos de reacción se 30 puede extender desde cada una de las cámaras 118, 120 y 122. Los tubos de reacción contenidos en la sección de envoltura 72 (12 en la figura 1) están rodeados por un medio 104 de transferencia de calor (por ejemplo, pero sin carácter limitativo, benceno polietilado o agua) al que se transfiere el calor de la reacción de etileno y benceno. A través de las boquillas de entrada 35 y salida (no mostradas; similares a las boquillas 18, 20 y 54 de la figura 1) del medio de transferencia de calor, el medio de transferencia de calor circula debido a un efecto de termosifón o por la acción de una bomba convencional y ası́ el medio 104 de intercambio de calor se desplaza a través de la sección de envoltura 72 (12 en la figura 1). El calor es extraı́ble y se puede usar, por ejemplo, para calentar una corriente en el proceso, para proporcionar calor para la destilación de los diversos productos presentes en 40 la corriente que circula desde la boquilla 110 (40 en la figura 1) de salida o para generar vapor de agua para otros usos. Como se muestra en la figura 4, un sistema de un reactor 131 (mostrado parcialmente) similar al sistema del reactor 10 y 71, puede emplear tubos burbujeadores 132 y 134 que se extienden en tubos de 45 reacción 142 y 144 que están a nivel con una placa tubular primaria 136 (52 en la figura 1) pero que no se extienden fuera de ésta. Los burbujeadores se extienden desde una placa tubular secundaria 130 en cuyo otro lado (lado derecho en la figura 4) hay una cámara 147 de gas etileno similar, por ejemplo, a la cámara 96 en el sistema del reactor 71 mostrado en la figura 3. Los tubos burbujeadores 132 y 134 se extienden a través de una cámara 146 de reaccionantes lı́quidos desde la que los reaccionantes circulan 50 en los tubos de reacción 142 y 144. Hay tres caı́das de presión en un aparato como el sistema del reactor 131, que afectan a la distribución de materiales: la caı́da de presión P1 desde la cámara 146 de lı́quido hasta el interior de los tubos de reacción 142 y 144; la caı́da de presión P2 a través de la cámara 146 de lı́quido, esto es, la caı́da de presión 55 a través de los burbujeadores 132 y 134; y la caı́da de presión de etileno P3 en los orificios de salida 133 y 135 de los burbujeadores de etileno. Para maximizar la uniformidad de la cantidad de lı́quido que circula hacia abajo en cada tubo de reacción, la caı́da de presión P1 debe ser significativamente mayor que la caı́da de presión P2 . En otras palabras, la abertura del tubo de reacción 142 debe experimentar presión de lı́quido a casi la misma presión que la presión de lı́quido en la abertura del tubo de reacción 60 144. Por ejemplo, si la presión de lı́quido en la abertura del tubo de reacción 142 es 2.500 kPa y P1 es 21 kPa, la presión de lı́quido en la abertura del tubo de reacción 144 no debe ser significativamente inferior a 2.500 kPa. Se prefiere que sea por lo menos aproximadamente 2.500 kPa. De modo similar, la 9 ES 2 137 446 T3 caı́da de presión P3 en los orificios 133 y 135 de los burbujeadores 134 y 132 de etileno, respectivamente, debe ser significativamente mayor que la caı́da de presión P4 a través de la cámara 147 de etileno. En otras palabras, el efecto del etileno que sale del burbujeador 134 no debe ser tan grande que reduzca significativamente la presión de etileno experimentada en la abertura del burbujeador 132. El lı́quido 5 circula en la cámara 146 a través de tubos de reacción 138, 140. Las figuras 5a, 5b, 6a y 6b muestran dos disposiciones diferentes de cámaras para reactores para uso en el procedimiento de la presente invención. Las figuras 5a y 5b muestran una disposición de cámara “de cinta” en la que las cámaras de gas etileno y las cámaras de los reaccionantes se extienden desde un 10 lado de la cabeza al otro; una pluralidad de tubos de reacción se intercomunican con las cámaras de reac- cionantes y una pluralidad de tubos burbujeadores se extienden a través de las cámaras de reaccionantes (lı́quidos). Las figuras 6a y 6b muestran una disposición de cámara “en cuadrante” (como en la figura 2). La disposición de la cámara se refiere a la forma en que están orientadas particiones (hechas, por ejemplo, de material Hastelloy B-2) en las cabezas y, en consecuencia, afecta a la geometrı́a de flujo del lı́quido a 15 través de las cabezas. Una disposición de cámara de cinta (figuras 5a, 5b) es superior a una disposición de cámara en cuadrante (figuras 6a, 6b) por dos razones. Las dos razones están relacionadas con las velocidades de flujo transversal en la cámara de lı́quido que son inferiores en la disposición de cinta que en la disposición en cuadrante. Primero, las velocidades menores de flujo transversal reducen o evitan vibración de los burbujeadores no soportados que se extienden en la cabeza. Segundo, las velocidades 20 menores de flujo transversal originan una caı́da de presión (P2 ) menor de flujo transversal en la cámara de lı́quido. Una caı́da de presión de flujo transversal menor origina una distribución mejorada del flujo de lı́quido a los tubos de reacción, originando rendimientos mejorados. Las ventajas de la disposición de las cámaras son más significativas cuando se incrementa la escala del reactor. 25 Como se muestra en las figuras 5a y 5b (una disposición de cinta), cada sección de una envoltura 160 del reactor representa una cámara 162 (similar a la cámara 120 de la figura 3) de entrada de reaccionan- tes, cámaras de lı́quido 164a-g (similares a la cámara 120 de la figura 3) o una cámara 166 (similar a la cámara 122 de la figura 3) desde la que sale producto. En la envoltura 160 tienen lugar ocho pasadas de reacción de los reaccionantes, esto es, pasadas entre las secciones: 30 1. 162 a 164a 2. 164a a 164b 35 3. 164b a 164c 4. 164c a 164d 5. 164d a 164e 40 6. 164e a 164f 7. 164f a 164g 45 8. 164g a 166. Como en los sistemas de las figuras 1 y 3, se inyecta etileno en tubos de reacción en cada pasada de reacción. 50 En cada una de las secciones de la envoltura 160, los tubos de reacción se disponen como los tubos 168 y 169 mostrados en la sección 164c. Los reaccionantes entran en la sección 164c (una cámara de lı́quido) a través de los tubos de reacción 168 y salen de la sección a través de los tubos 169. La altura de la sección 164c es H y los reaccionantes procedentes de los tubos 168 deben atravesar la mayor parte de la altura H para entrar en los tubos 169. Como se muestra, hay seis tubos 168 y seis tubos 169, pero se 55 debe entender que esta invención es aplicable a sistemas con un tubo y a sistemas con más de un tubo, por ejemplo, quinientos tubos o más. Como se muestra en las figuras 6a y 6b (una disposición en cuadrante), la envoltura 180 del reactor está dividida también en cámaras o secciones: una cámara 182 de entrada de reaccionantes, cámaras 60 184a-g de lı́quido y una cámara 186 de salida de producto. También, como en el sistema de las figuras 5a y 5b, hay ocho pasadas de reacción: 10 ES 2 137 446 T3 1. 182 a 184a 2. 184a a 184b 5 3. 184b a 184c 4. 184c a 184d 5. 184d a 184e 10 6. 184e a 184f 7. 184f a 184g 15 8. 184g a 186. Esta disposición de cámara es similar a la del sistema de las figuras 1 y 2. Fijando la atención en la cámara 184c y comparándola con la cámara 164c del sistema de las figuras 5a y 5b, es evidente que parte de los reaccionantes que circulan en la cámara 184c desde un conjunto de tubos de reacción 188 y a través 20 de la cámara 184c a otro conjunto de tubos de reacción 189 atraviesa una distancia D mayor que la altura H de la cámara 164c. A causa de esta diferencia de longitud del recorrido del flujo y a la diferencia de las disposiciones relativas de los conjuntos de tubos es más difı́cil conseguir una distribución de flujo uniforme en los tubos 189 que en los tubos 169. Las velocidades de flujo transversal de los reaccionantes en la envoltura 160 son menores que las existentes en la envoltura 180. Los cı́rculos pequeños no numerados 25 en las figuras 5a, 5b, 6a y 6b representan tubos de reacción. En sistemas de reactores preferidos para uso en el procedimiento de la presente invención hay una serie de parámetros de diseño crı́ticos. La discusión que sigue de estos parámetros es con respecto a un sistema de producción de 680 millones de kg de etileno/año de acuerdo con la presente invención. 30 Anchura de la cámara de lı́quido La anchura de la cámara de lı́quido se define como la distancia interior entre las placas tubulares primaria y secundaria (por ejemplo, entre las placas 74 y 86 en la figura 3). En realizaciones preferidas, 35 la anchura de la cámara de lı́quido es crı́tica para conseguir una distribución uniforme de flujo de lı́quido entre todos los tubos de una pasada dada. Una clave para mejorar la distribución uniforme de flujo de lı́quido es incrementar la relación de la caı́da de presión del lı́quido que entra en los tubos a la caı́da de presión del lı́quido que circula a través de los burbujeadores de gas extendidos. Se prefiere que esta relación de caı́das de presión, por ejemplo, la relación P1 /P2 discutida en relación con el sistema de 40 la figura 4, sea mayor que 10, pero lo más preferiblemente igual o mayor que 25, para reducir la mala distribución de lı́quido a menos de 15 por ciento y lo más preferiblemente a menos de 3,5 por ciento. Un incremento de la anchura de la cámara de lı́quido origina un incremento de la relación de caı́das de presión. Para las siguientes condiciones: 45 - canal de lı́quido (cabezas y sección de envoltura) de 1.930 mm de diámetro interior - reactor de 8 pasadas 50 - disposición de pasadas de cinta - tubos de reacción de 19 mm, BWG 18 - 500 tubos/pasada 55 - relación de paso 1,25, disposición 30◦ - burbujeadores de gas de 9,5 mm de diámetro exterior - caudal de alimentación de benceno lı́quido + catalizador: 182.00 kg/h 60 - densidad del lı́quido: 600,7 kg/m3 - viscosidad del lı́quido: 1,4x10−4 Pa.s 11 ES 2 137 446 T3 la anchura de la cámara de lı́quido debe ser por lo menos 102 mm (que origina una relación de caı́das de presión de 20) para reducir la mala distribución de lı́quido a menos de 3,5 por ciento. Como la relación de caı́das de presión no es función del caudal total de lı́quido, el flujo de lı́quido, la distribución y la elección de una anchura adecuada de la cámara de lı́quido no están afectadas por la capacidad del reactor. 5 La “relación de paso” y la distribución se refieren a la disposición de las distancias entre tubos de reacción. Los tubos de reacción en una disposición triangular originan un coeficiente de transmisión de calor mayor que el de tubos en una disposición cuadrada y requieren también una envoltura de menor diámetro para un número dado de tubos. En una distribución cuadrada, un tubo puede enmascarar 10 el flujo a otro tubo o alrededor de éste. Se prefiere que los tubos estén descentrados entre sı́. “Paso” es la distancia entre dos tubos. “Relación de paso” es la relación del paso al diámetro exterior de los tubos. Una “distribución de 30◦ ” se refiere a tubos distanciados equiangularmente en una disposición generalmente triangular, esto es, conectándose tres tubos adyacentes de un triángulo con un tubo en el vértice y con dos en la base, una lı́nea trazada desde el tubo del vértice a la base corta el ángulo superior 15 del triángulo, esto es, forma dos ángulos de 30◦. Diámetro de los burbujeadores En realizaciones preferidas, el diámetro exterior de los tubos burbujeadores de etileno es crı́tico para 20 conseguir una distribución uniforme de flujo de lı́quido entre todos los tubos de una pasada dada. Cuando el diámetro exterior de los burbujeadores se incrementa para un diámetro dado de los tubos de reacción, se incrementa la caı́da de presión del lı́quido que entra en un tubo de reacción. Se incrementa la relación de esta caı́da de presión a la caı́da de presión del lı́quido que circula a través de los burbujeadores de gas extendidos y se mejora la distribución del flujo de lı́quido. Sin embargo, cuando se incrementa el 25 diámetro exterior de los burbujeadores, se incrementa la caı́da de presión total a través del reactor ası́ como P1 . Para las condiciones operativas antes relacionadas, un diámetro exterior de los burbujeadores de por lo menos 9,5 mm reduce la mala distribución de lı́quido a menos de 3,5 por ciento. Se prefiere que este diámetro, combinado con otro factor de diseño, sea tal que, por ejemplo, en el sistema de la figura 4, P1 sea significativamente mayor que P2 , esto es, mayor que 10 y preferiblemente mayor que 25. 30 Tamaño del orificio de los burbujeadores El orificio de los burbujeadores es la abertura en el extremo del tubo burbujeador a través de la cual circula gas (o lı́quido, en otros procesos) en el tubo de reacción (por ejemplo, los orificios 133, 135 de la 35 figura 4). En realizaciones preferidas, el tamaño del orificio de los burbujeadores es crı́tico para conseguir una distribución uniforme del flujo de gas entre todos los tubos de una pasada dada. Cuando disminuye el diámetro del orificio de los burbujeadores, se mejora la distribución del flujo de gas. Para un caudal total de 20.000 kg de etileno/hora y la configuración de reactor descrita anteriormente, un diámetro del orificio de los burbujeadores de 1,6 mm limita la mala distribución del flujo de gas a menos de 2 por 40 ciento. Se prefiere ajustar el tamaño del orificio de los burbujeadores de modo que la mala distribución del flujo de gas sea por lo menos inferior a 15 por ciento. Diámetro de los tubos de reacción, longitud de los tubos de reacción, número de pasadas y número de tubos de reacción por pasada 45 Los parámetros de diámetro de los tubos, longitud de los tubos, número de pasadas y número de tubos por pasada pueden ser optimizados simultáneamente. Cuatro criterios considerados para optimizar realizaciones preferidas de esta invención son: minimizar el tiempo de residencia en el reactor, mantener un flujo recomendado de transferencia de calor a través de los tubos, maximizar la recuperación de calor 50 y asegurar una reacción máxima o completa del etileno. Para las siguientes condiciones: - caudal de alimentación de etileno: 20.000 kg/h - caudal de alimentación de benceno: 182.000 kg/h 55 - temperatura de entrada del etileno: 50◦C - temperatura de entrada del benceno: 220◦C - presión del reactor en la entrada: 2.720 kPa 60 - temperatura de ebullición (comienzo de la vaporización) en el lado de la envoltura: 208◦ C - fracción de vapor en la salida del lado de la envoltura ( % de vapor en el medio de transferencia de calor que sale): 0,200 12 ES 2 137 446 T3 los valores óptimos de la longitud de los tubos y del número de tubos por pasada son 7 m y 500, respecti- vamente. El diámetro exterior de los tubos se mantiene en un mı́nimo de 19 mm y el número de pasadas se mantiene en un máximo de 8. Un flujo preferido de transferencia de calor es entre 11.360 W/m2.◦ K y 45.442 W/m2.◦ K. En esta realización es aproximadamente 22.720 W/m2 .◦K. 5 Longitud de penetración de los tubos burbujeadores La longitud de penetración de los tubos burbujeadores se define como la distancia axial que un burbu- jeador de etileno sobresale por abajo en el comienzo de un tubo de reacción. En realizaciones preferidas, 10 la longitud de penetración de los tubos burbujeadores no debe ser inferior a 12,7 mm para asegurar que no retrocede etileno en un tubo de reacción. La longitud de penetración de los tubos burbujeadores justifica sólo aproximadamente el 10 por ciento de la caı́da de presión total de la caı́da de presión de entrada en el tubo de lı́quido y, por lo tanto, juega sólo un papel menor para determinar la distribución del flujo de lı́quido y la caı́da de presión total a través del reactor. 15 Como se muestra en la figura 11, un burbujeador 400 de gas etileno de acuerdo con la presente in- vención, hecho de una pieza de tubo de material de Hastelloy B-2, tiene una boquilla final 402 que está embutida de modo que un orificio 404 del tamaño deseado proporciona una abertura de salida del gas etileno que circula en un tubo de reacción. El burbujeador 400 se muestra soldado a una placa tubular 20 406 de un espesor B. La longitud total del burbujeador es A, la longitud de la boquilla final es D, el diámetro exterior del tubo burbujeador es F, el espesor de la pared lateral es G, el tamaño de la abertura del orificio es E y el burbujeador se extiende una longitud C fuera de la placa tubular para facilidad de soldadura. En una realización preferida, estas dimensiones son: 25 A = 178 mm B = 25,4 mm C = 0,125 mm 30 D = 12,7 mm E = 1,60±0,051 mm 35 F = 9,525 mm G = 1,65 mm Está dentro del alcance de esta invención tener más de una boquilla de alimentación de etileno que 40 alimenta a una única cámara de etileno y, en una realización preferida, dos boquillas de alimentación de etileno alimentan cada cámara de etileno produciendo una alimentación más uniforme a los burbujeado- res de gas. También, la distribución de lı́quido puede ser más uniforme con una pluralidad de salidas de producto que con una salida y, en una realización preferida, se emplean cuatro salidas de producto que se comunican con una única cámara. De modo similar, la distribución de lı́quido a los tubos de 45 reacción de una cámara particular puede ser más uniforme con una pluralidad de entradas de lı́quido a la cámara y, en una realización preferida, cuatro entradas de lı́quido alimentan a una única cámara de lı́quido (benceno y catalizador). La figura 7 ilustra esquemáticamente un procedimiento 300 para producir etilbenceno de acuerdo con 50 la presente invención. A través de una tuberı́a de alimentación 301 se alimenta catalizador, como cloruro de aluminio-HCl para esta reacción (aproximadamente 181 g/h; 25◦ C), a una cabeza (no mostrada; como la cabeza 56 en la figura 1 o la cabeza 76 en la figura 3) de un extremo de un reactor 303. A través de un tuberı́a de alimentación 302 se alimenta gas etileno a aproximadamente 25◦ C a la cabeza del reactor 303. A través de una tuberı́a de alimentación 304 se alimenta benceno a aproximadamente 220◦C al 55 reactor 303. Se prefiere alimentar al reactor un exceso de benceno, de por lo menos 100 por ciento, pero preferiblemente de 200 por ciento o más (por ejemplo, 3 moles de benceno por cada mol de etileno). El reactor 303 es como los reactores descritos anteriormente. Los productos y otros materiales de la reacción (etilbenceno, bencenos polialquilados, benceno, cata- 60 lizador) salen del reactor 303 a través de la tuberı́a 305 a aproximadamente 230◦C. Una válvula 306 en la tuberı́a 305 controla la presión en el reactor 303 (fijada, por ejemplo, en aproximadamente 2.400 kPa manométricos). Los materiales en la tuberı́a 305 están relativamente calientes (230◦C en este ejemplo) 13 ES 2 137 446 T3 y se alimentan a través de un cambiador de calor 307, en relación de transferencia de calor con benceno a 90◦C procedente de la tuberı́a 308. Este benceno se calienta de 90 a 220◦C (tuberı́a 304). Los pro- ductos y materiales de la reacción (enfriados ya a 145◦C) circulan desde el cambiador de calor 307 en la tuberı́a 309. A través de la tuberı́a 309 esta corriente circula después a un cambiador de calor 340 donde 5 se transfiere calor de los materiales en la tuberı́a 309 a una corriente 323 (fundamentalmente benceno) procedente de una torre 322 de recuperación de benceno. Los materiales de la tuberı́a 309 salen del cambiador de calor en la tuberı́a 341 a aproximadamente 125◦C. Antes de unirse a los materiales en la tuberı́a 310, los materiales en la tuberı́a 341 son enfriados por un enfriador (por ejemplo, un ventilador) 342 a aproximadamente 65◦ C. 10 En la tuberı́a 312 los productos y otros materiales de la reacción en la tuberı́a 341 se mezclan con bencenos polietilados recuperados por una torre 311 y circulan a través de la tuberı́a 312 a un reactor de transalquilación 313. El reactor de transalquilación funciona a 65◦C. Produce un producto en la tuberı́a 314 en el que se ha reducido la cantidad de bencenos polietilados de la lı́nea 312 y se ha incrementado la 15 cantidad de etilbencenos. La tuberı́a 314 contiene también catalizador que no ha reaccionado. Los materiales en la tuberı́a 314 se alimentan a un sedimentador 315 del catalizador funcionando, por ejemplo, a 50◦ C, en el que se produce catalizador reciclable que puede ser realimentado al reactor 313 de transalquilación a través de la tuberı́a 316 (a 50◦C) y una corriente de materiales que puede salir del 20 sedimentador 315 a través de la tuberı́a 317. La tuberı́a 317 contiene etilbenceno, benceno, bencenos polietilados y catalizador. Se alimenta a un sistema de lavado en el que se alimenta agua a través de la tuberı́a 319 y del que salen agua y catalizador inerte a través de la tuberı́a 320. Los materiales que salen del sistema de lavado 318 circulan a través de la tuberı́a 321 (a 50◦ C) a 25 la torre 322 de recuperación de benceno. La corriente de materiales en la tuberı́a 321 es, por ejemplo, aproximadamente 53 por ciento de benceno, aproximadamente 40 por ciento de etilbenceno y aproxima- damente 7 por ciento de bencenos polietilados. El benceno sale de la parte superior de esta torre de destilación y circula a través de la tuberı́a 323 a un torre 324 de secado de benceno. Los materiales res- tantes de la tuberı́a 321 (etilbenceno y bencenos polietilados) circulan a través de la tuberı́a 325 a 124◦C 30 a una torre 326 de destilación final de etilbenceno. El etilbenceno a 150◦C sale de la parte superior de la torre 325 a través de la tuberı́a 327. Bencenos polietilados salen de la torre 326 a través de la tuberı́a 329. Una parte de ellos (por ejemplo, aproximadamente 1 por ciento) circulan a través de la tuberı́a 330 a la torre 311 de destilación de recuperación de bencenos polietilados. Otra porción de los bencenos polietilados a 208◦C circula a través de la tuberı́a 328 actuando como medio de transferencia de calor 35 en el reactor 303 (“RESIDUOS DE LA TORRE EB”). Estos bencenos polietilados se calientan en el reactor 303 por la exotermia de la reacción de etileno y benceno en los tubos de reacción del reactor. Los bencenos polietilados calentados, por ejemplo, a aproximadamente 210◦ C vuelven desde el reactor 303 a través de la tuberı́a 331 a la torre 329 de acabado de etilbenceno para proporcionar energı́a calorı́fica a la torre 326. Los RESIDUOS DE LA TORRE EB en la tuberı́a 328 son esencialmente 100 % lı́quidos. Una 40 combinación de vapor/lı́quido sale del reactor 303 a través de la tuberı́a 331 y se prefiere que contenga 5 por ciento a 50 por ciento de vapor, lo más preferiblemente aproximadamente 15 por ciento de vapor y aproximadamente 85 por ciento de lı́quido. Los productos y materiales de la reacción en la tuberı́a 312 pueden estar presentes en los siguientes 45 porcentajes en peso: 60 por ciento de benceno, 30 por ciento de etilbenceno, 10 por ciento de bencenos polietilados y cantidades despreciables de catalizador. El contenido de benceno puede ser tan bajo como 30 por ciento, el de etilbencenos puede ser tan bajo como 5 por ciento y tan alto como 45 por ciento y el de polietilbencenos puede ser tan alto como 30 por ciento. La corriente en la tuberı́a 314 es preferiblemente: aproximadamente 53 por ciento de benceno, aproximadamente 40 por ciento de etilbencenos y aproxima- 50 damente 7 por ciento de bencenos polietilados (todos estos contenidos pueden variar dependiendo de los intervalos indicados al hablar de la tuberı́a 312). Desde la torre 311 de recuperación de bencenos polieti- lados, los bencenos polietilados salen a través de la tuberı́a 310 y se unen con los productos procedentes del reactor 303 (en la tuberı́a 309) para circular al reactor 313 de transalquilación. Un condensador 343 enfrı́a los materiales en la tuberı́a 310. El alquitrán (residuo) sale de la torre 311 a través de la tuberı́a 55 332. Las gráficas de las figuras 8, 9 y 10 presentan una comparación teórica de un procedimiento de la técnica anterior en la que se reciclan bencenos polietilados a un reactor de alquilación y un procedimiento de acuerdo con la presente invención en el que no se reciclan bencenos polietilados a un reactor de al- 60 quilación (porque están, por ejemplo, en la tuberı́a 310 de alimentación al reactor 313, en la figura 7). La abscisa de estas gráficas (épsilon) representa la relación de etileno a benceno en la alimentación al reactor; por ejemplo, 0,333 indica 1 mol de etileno por 3 moles de benceno. Estas figuras muestran la 14 ES 2 137 446 T3 composición teórica del producto de un sistema de alquilación en función de épsilon, en el que épsilon es la relación de moles de grupos etilo a moles de anillos aromáticos en el reactor de alquilación. Estas figuras representan procedimientos que son procedimientos de bucles cerrados entre el reactor de alqui- lación, el reactor de transalquilación y la sección de acabado con (y sin) reciclar bencenos polietilados al 5 reactor de alquilación. En los procedimientos se realizan reacciones entre etileno y polietilbencenos que producen más polietilbencenos más probablemente que reacciones entre etileno y benceno que producen etilbenceno. Cuando se incrementa la cantidad de etileno en el procedimiento de la técnica anterior de la figura 8, 10 la cantidad de etilbenceno producido (lı́nea “E”) empieza a disminuir después de aproximadamente 0,5. El eje vertical (figuras 8 y 9) está en unidades de porcentaje en peso sobre un total de 100 por ciento. Por el contrario, como se muestra en la figura 9, con un procedimiento de acuerdo con la presente invención (por ejemplo, el mostrado en la figura 7), la cantidad de etilbenceno producido no sólo excede 15 a la producida en el procedimiento de la técnica anterior de la figura 8 en casi todos los puntos de la gráfica, sino que tampoco disminuye significativamente. Estas gráficas muestran también que la cantidad de bencenos polietilados producidos es mayor en el procedimiento de la técnica anterior. La gráfica de la figura 10 ilustra una comparación de la conversión de etileno y benceno en etilbenceno 20 en un procedimiento de la técnica anterior que emplea un reactor mayor, tanto para la alquilación como para la transalquilación, y un procedimiento de acuerdo con la presente invención que emplea un reactor de acuerdo con la presente invención como el descrito anteriormente. La lı́nea “S” es para un reactor continuo de depósito agitado (CSTR) de la técnica anterior en el que ocurre retromezclado, esto es, la formación no deseable de polietilbencenos que ocurre cuando se recirculan etilbenceno y polietilbencenos 25 previamente formados en el reactor para reaccionar de nuevo con etileno y formar más polietilbencenos. Los tiempos de reacción en dicho reactor son tı́picamente de 45 a 60 minutos. En un reactor usado en el procedimiento de la presente invención, por ejemplo, un reactor de ocho pasadas, el tiempo total de residencia en el reactor será aproximadamente 1 minuto o ligeramente inferior a 8 segundos (7,5 segundos) por pasada. Se prefiere que los tiempos de residencia sean 15 segundos o menos. Este procedimiento 30 está representado por la lı́nea “P” en la figura 10 puesto que se aproxima al flujo de pistón. Como se muestra, la conversión a etilbenceno es significativamente mayor en el procedimiento (P) de acuerdo con la presente invención. El eje vertical en la figura 10 representa la aproximación en porcentaje al equilibrio (el equilibrio es el punto en que no ocurre más reacción). 35 Las tablas I y II presentan datos obtenidos de un ensayo de una unidad de un tubo simple descrita para indicar el comportamiento de la inyección de etileno, reacción y transferencia de calor de acuerdo con la presente invención. El reactor de esta unidad fue una tuberı́a de aleación de Hastelloy de 4.115 mm de longitud y 38,1 mm de diámetro, encamisada con una tuberı́a de acero al carbono de 63,55 mm de diámetro. El catalizador usado en este ensayo fue un complejo de “aceite rojo” preparado de metal 40 aluminio, HCl gas y bencenos etilados lı́quidos. En esta realización preferida, se prepara el catalizador en un recipiente distinto como sigue: se mezclan a 75◦ C y 207 kPa manométricos, durante 30 minutos, 5 por ciento en peso de metal aluminio (sólido), 57 por ciento de polietilbenceno lı́quido y 38 por ciento de gas HCl. La concentración de aluminio en el reactor fue 442 partes por millón. Los reaccionantes entraron en el tubo simple a aproximadamente 195◦C y salieron a 211◦ C. Como se puede ver en la tabla 45 II, esencialmente el 100 por ciento del etileno reaccionó con una velocidad espacial horaria (inverso del tiempo de residencia) del lı́quido de 330 h−1 en las condiciones de la reacción. Se colocaron termopares cada 50,8 mm en el tubo de reacción y cada 101,6 mm en el medio de transferencia de calor que rodea al tubo de reacción. La presión en la entrada de lı́quido al tubo de reacción fue aproximadamente 1.925 kPa y la del medio de transferencia de calor fue aproximadamente 585 kPa. 50 Como se muestra en la tabla I, la temperatura de la reacción se aproximó a 205◦C a una distancia de aproximadamente 1.170 mm en el tubo y se mantuvo entre 205 y 210◦C hasta aproximadamente 3.500 mm en el tubo. El medio de transferencia de calor en la envoltura (camisa) se aproximó a 150◦C a una distancia de 813 mm en la envoltura y se mantuvo aproximadamente a 155-160◦C. Este perfil casi 55 constante de la temperatura a lo largo del tubo indicó que, en estas condiciones, dicho tubo y dichos materiales deben transferir eficientemente calor desde la reacción en el tubo hasta el material de transfe- rencia de calor, calor que después se puede utilizar en otra parte del procedimiento. La tabla III presenta datos de un procedimiento para producir etilbenceno de acuerdo con la presente 60 invención en un sistema de reactor como el ilustrado en las figuras 1, 2 y 6a. En este procedimiento, los parámetros de flujo fueron los siguientes: 15 ES 2 137 446 T3 Temperatura interna de la envoltura (medio de transferencia de calor) 207◦C Temperatura de la alimentación de benceno 225◦C Presión de la alimentación de benceno 2.465 kPa∗ 5 Presión de salida del producto 2.400 kPa∗ Presión de la envoltura 49 kPa∗ Caudal total de la alimentación de etileno 259 kg/h Caudal de la alimentación de benceno 2.040 kg/h 10 Caudal de la alimentación de catalizador 4 kg/h Caudal de la alimentación de HCl (gas) 5 kg/h (∗ ) Presión manométrica 15 Este es un reactor de ocho pasadas (ocho conjuntos de seis tubos de reacción en cada pasada) y tiene ocho cámaras de etileno con seis burbujeadores en comunicación con cada cámara. El caudal de etileno (en kg/h) a cada una de estas cámaras es el siguiente: 1. 34,1 20 2. 33,9 3. 34 25 4. 34 5. 34,1 6. 34 30 7. 34 8. 34 35 La temperatura de salida (en ◦ C) de los materiales reaccionantes y productos en cada pasada (tem- peratura medida al final de cada pasada en las cámaras de lı́quido) es la siguiente: 1. 222,2 40 2. 225,5 3. 222,6 4. 225,5 45 5. 225,6 6. 226,2 50 7. 226,9 8. 226,5 El coeficiente de transmisión de calor en este procedimiento es 1.119 W/m2.◦ K. Los datos de la tabla 55 III ası́ como los datos anteriores indican: (a) esencialmente todo el etileno ha reaccionado en cada pasada; (b) el perfil de la temperatura de los reaccionantes es relativamente plano, lo cual muestra que el calor de la reacción es transferido uniforme y eficientemente al medio de transferencia de calor; (c) una cantidad uniforme de etileno se alimenta a cada una de las ocho pasadas; y (d) épsilon en el reactor de alquilación es aproximadamente 0,35, esto es, aproximadamente un grupo etilo por cada tres anillos aromáticos. 60 La tabla IV presenta datos de un procedimiento de acuerdo con la presente invención en un sistema 16 ES 2 137 446 T3 de reactor como el ilustrado en las figuras 5a y 7. En este procedimiento, los parámetros de flujo son los siguientes: Temperatura interna de la envoltura 216,6◦C 5 Temperatura de la alimentación de etileno 21,6◦C Temperatura de la alimentación de benceno 230,8◦C Presión de la alimentación de benceno 2.700 kPa∗ Presión de la envoltura 195 kPa∗ 10 Caudal de la alimentación de benceno 160.166 kg/h Caudal de la alimentación de catalizador 1.270 kg/h Caudal de la alimentación de HCl (gas) 38 kg/h Caudal total de la alimentación de etileno 22.600 kg/h Coeficiente de transmisión de calor 900 W/m2.◦ K 15 Concentración de AlCl3 1.805 ppm (∗ ) Presión manométrica Las temperaturas del lı́quido (◦ C) en cada pasada de materiales reaccionantes son: 20 1. 218,9 2. 231,7 25 3. 213,7 4. 231,0 5. 235,3 30 6. 235,2 7. 233,1 35 8. 243,4 Las alimentaciones de etileno para cada pasada de 1.000 kg/h son: 1. 2,8 40 2. 2,8 3. 2,8 45 4. 2,8 5. 2,8 6. 2,8 50 7. 2,8 8. 2,8 55 Los datos de la tabla IV indican: (a) esencialmente todo el etileno ha reaccionado en cada pasada; (b) el perfil de la temperatura de los reaccionantes es relativamente plano, lo cual muestra que el calor de la reacción es transferido uniforme y eficientemente al medio de transferencia de calor; (c) una cantidad uniforme de etileno se alimenta a cada una de las ocho pasadas; y (d) épsilon en el reactor de alquilación es aproximadamente 0,40, esto es, aproximadamente 2 grupos etilo por cada cinco anillos aromáticos. 60 En procedimientos de acuerdo con la presente invención, por ejemplo, el de la figura 7, las etapas de alquilación y transalquilación se realizan por separado y ası́ cada etapa puede ser optimizada individual- 17 ES 2 137 446 T3 mente. Debido a la naturaleza de los reactores usados en la presente invención, el procedimiento de la presente invención puede ser optimizado para reducir o anular los efectos de retromezclado que ocurren incluso en procedimientos de la técnica anterior en los que la alquilación y transalquilación se realizan en reactores distintos. En diversos procedimientos de la técnica anterior la concentración del catalizador 5 excede el lı́mite de solubilidad del catalizador en los reaccionantes lı́quidos, produciéndose una mezcla heterogénea que contiene dos fases lı́quidas (y por lo tanto se requiere más catalizador). Dos fases lı́quidas que descienden por los tubos se comportan ineficientemente. Las concentraciones del catalizador en pro- cedimientos preferidos de acuerdo con la presente invención (por ejemplo, en el procedimiento particular antes descrito) están por debajo del lı́mite de solubilidad y por lo tanto las fases son homogéneas. El 10 hecho de que en procedimientos de acuerdo con la presente invención se puedan conseguir temperaturas de reacción relativamente altas contribuye al hecho de que no se excede el lı́mite de solubilidad del catali- zador (esto es, a temperaturas mayores el lı́mite de solubilidad es mayor). La temperatura relativamente baja de la reacción de transalquilación contribuye adicionalmente a la eficiencia de procedimientos de acuerdo con la presente invención. Esta temperatura es inferior a 75◦C y superior a 40◦ C, prefiriéndose 15 65◦C. Esta temperatura relativamente baja producirá una mezcla bifásica de reaccionantes en el reactor de transalquilación. “Rendimiento” es la relación de etilbenceno producido a la suma de etileno y benceno alimentados a una planta. Los rendimientos en procedimientos y reactores de alquilación de acuerdo con esta invención son muy altos. Por ejemplo, en un procedimiento realizado en un reactor como el de las figuras 1 y 2 se consiguió un rendimiento del 99,7 por ciento (que corresponderı́a a un rendimiento total 20 de la planta de 99,6 por ciento). En este procedimiento particular, otros parámetros fueron los siguientes: Epsilon (reactores de alquilación/transalquilación) 0,36/0,45 Fijación de etileno (cantidad de etileno que ha reaccionado) 100 % Temperatura de la alimentación de benceno 222◦C 25 Temperatura del producto lı́quido 238◦C Tiempo (total) de residencia en el reactor aprox. 1 min Coeficiente de transmisión de calor 954 W/m2 .◦K Presión de salida del producto lı́quido 2.400 kPa∗ 30 Caı́da de presión a través de los tubos 73 kPa Caudal de la alimentación de benceno 2.040 kg/h Caudal total de la alimentación de etileno 262 kg/h Concentración del catalizador 900 a 1.200 ppm 35 (∗ ) Presión manométrica Esta planta estuvo funcionando durante 1.131 horas sin ninguna evidencia de ensuciamiento con re- siduo (alquitrán). 40 45 (Ver Tabla I en página siguiente) 50 55 60 18 ES 2 137 446 T3 TABLA I Condiciones del ensayo en un tubo simple TFA 5 Medio de transfe- rencia de calor en la envoltura Reaccionantes en el tubo 10 cm t (◦ C) cm t (◦ C) cm t (◦ C) 0 127,1 0 194,8 193,0 211,2 10,1 128,3∗ 5,1 194,8 198,1 209,9∗ 15 20,3 129,2∗ 10,1 194,6 203,2 208,6 30,5 130,0 15,2 194,4 208,3 206,9 40,6 130,6 20,3 194,4 213,4 211,2 50,8 132,9 25,4 193,6 218,4 209,4∗ 61,0 134,8 30,5 193,8 223,5 207,6∗ 20 71,1 141,7 35,6 194,5 228,6 205,7 81,3 145,4 40,6 196,8 233,7 207,0∗ 91,4 154,8 45,7 196,1 238,8 208,2 101,6 160,9 50,8 192,3 234,8 207,1∗ 25 111,8 160,7 55,9 194,8 248,9 206,1 121,9 159,5 61,0 196,6∗ 254,0 206,2∗ 132,1 158,3 66,0 198,4 259,1 206,3 142,2 160,3 71,1 195,0 264,2 207,7∗ 30 152,4 162,7 76,2 197,0 269,2 209,2 162,6 160,6 81,3 200,0 274,3 208,2∗ 172,7 158,6 86,4 199,1 279,4 207,2 182,9 156,5 91,4 197,0 284,5 207,6∗ 193,0 155,1 96,5 200,3 289,6 208,1 35 203,2 154,8 101,6 201,6∗ 294,6 207,8∗ 213,4 157,4 106,7 203,0 299,7 207,5 223,5 156,9∗ 111,8 202,0 304,8 207,6∗ 233,7 156,5 116,8 204,8 309,9 207,7 40 234,8 155,1∗ 121,9 205,3 315,0 207,8∗ 254,0 153,6 127,0 206,1 320,0 207,9 264,2 156,7∗ 132,1 206,5 325,1 208,4∗ 279,3 159,8 137,1 206,9 330,2 208,9 284,5 161,5∗ 142,2 207,5∗ 335,3 209,1∗ 45 294,6 163,1 147,3 208,0 340,4 209,2 304,8 160,2∗ 152,4 208,5 345,4 209,5∗ 315,0 157,4 157,5 209,8 350,5 209,9 325,1 158,0∗ 162,6 207,3 355,6 210,2∗ 50 335,3 158,7 167,6 208,5 360,7 210,6 345,4 157,7∗ 172,7 208,7∗ 365,8 210,6∗ 355,6 156,7 177,8 208,9 370,8 210,5 365,8 156,1∗ 182,9 206,8 375,9 210,9∗ 55 275,9 155,4 188,0 208,0 381,0 211,3 Temperaturas de control (◦ C) Etileno 40,9 60 Compuestos aromáticos 196,0; HCl 39,4 19 ES 2 137 446 T3 Caudales Benceno 565,6 kg/h 5 Etileno 40,8 kg/h Polietilbencenos de la envoltura 1.024,2 kg/h (medio de transferencia de calor) “Aceite rojo” 8,4 kg/h (catalizador) 10 TABLA II Composiciones de la alimentación y el producto en el tubo simple TFA 15 Alimentación Producto % peso % moles % peso % moles Etileno 3,82385 10,07955 0,00000 0,00000 20 No identificado 1,75699 2,59857 1,64192 2,69848 Benceno 85,47470 80,92187 77,62641 81,66578 Metilciclohexano 0,00301 0,00229 0,13291 0,11245 Tolueno 0,56605 0,45435 0,49352 0,44019 25 No identificado 0,21574 0,15954 0,09933 0,08163 Etilbenceno 7,50299 5,22598 16,04497 12,41865 Cumeno 0,00347 0,00214 0,00641 0,00438 n-Propilbenceno 0,00998 0,00614 0,01367 0,00935 m-Etiltolueno 0,00626 0,00385 0,04885 0,03340 30 p-Etiltolueno 0,00021 0,00013 0,02941 0,02011 o-Etiltolueno 0,00010 0,00006 0,04456 0,03046 Isobutilbenceno 0,00946 0,00521 0,01893 0,01159 sec-Butilbenceno 0,00310 0,00171 0,04531 0,02774 35 m-Dietilbenceno 0,02456 0,01353 1,50422 0,92101 p-Dietilbenceno 0,00772 0,00425 0,72177 0,44193 o-Dietilbenceno 0,00059 0,00033 0,45638 0,27943 Dietiltoluenos 0,00744 0,00371 0,00000 0,00000 m-Etilcumeno 0,00016 0,00008 0,00000 0,00000 40 p-Etilcumeno 0,00005 0,00003 0,00000 0,00000 o-Etilcumeno 0,00000 0,00000 0,00000 0,00000 m-Etil-n-propilbenceno 0,00090 0,00045 0,00396 0,00219 p-Etil-n-propilbenceno 0,00043 0,00021 0,01070 0,00593 45 o-Etil-n-propilbenceno 0,00004 0,00002 0,00000 0,00000 Tetralina 0,00150 0,00084 0,00836 0,00520 m-Etilisobutilbenceno 0,00102 0,00047 0,00840 0,00425 p-Etilisobutilbenceno 0,00047 0,00022 0,00242 0,00123 50 o-Etilisobutilbenceno 0,00001 0,00001 0,00000 0,00000 m-Etilsec-butilbenceno 0,00062 0,00028 0,00000 0,00000 p-Etilsec-butilbenceno 0,00017 0,00008 0,00242 0,00123 o-Etilsec-butilbenceno 0,00003 0,00001 0,00000 0,00000 No identificado 0,09748 0,05545 0,01213 0,00767 55 1,3,5-Trietilbenceno 0,08954 0,04081 0,33453 0,16941 1,2,4-Trietilbenceno 0,00034 0,00016 0,16588 0,08400 1,2,3-Trietilbenceno 0,00013 0,00006 0,00000 0,00000 Dietilcumenos 0,00000 0,00000 0,00000 0,00000 60 Dietil-n-propilbenceno 0,00000 0,00000 0,00000 0,00000 Fenilciclohexano 0,00000 0,00000 0,00000 0,00000 20 ES 2 137 446 T3 TABLA II (continuación) Alimentación Producto 5 % peso % moles % peso % moles Dietilisobutilbencenos 0,00000 0,00000 0,00000 0,00000 Dietilsec-butilbencenos 0,00000 0,00000 0,00000 0,00000 10 1,2,3,5-Tetraetilbenceno 0,00000 0,00000 0,06158 0,02659 1,2,4,5-Tetraetilbenceno 0,00000 0,00000 0,05626 0,02429 1,2,3,4-Tetraetilbenceno 0,00000 0,00000 0,00000 0,00000 Difenilmetano 0,00000 0,00000 0,00000 0,00000 15 No identificado 0,02536 0,01172 0,00987 0,00507 1,1-Difeniletano 0,00581 0,00236 0,03251 0,01466 1,2-Difeniletano 0,00000 0,00000 0,00000 0,00000 Pentaetilbenceno 0,00000 0,00000 0,00000 0,00000 Hexaetilbenceno 0,00000 0,00000 0,00000 0,00000 20 Etildifeniletano 0,00000 0,00000 0,00391 0,00153 No identificado 0,00961 0,00309 0,00000 0,00000 Cloruro de aluminio 0,21014 0,11654 0,21854 0,13468 Cloruro de hidrógeno 0,13995 0,28393 0,13995 0,31550 25 Agua 0,00000 0,00000 0,00000 0,00000 TABLA III 30 % en peso Alimen- tación Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- 35 Compuesto R-1 da 1 da 2 da 3 da 4 da 5 da 6 da 7 da 8 Etileno 0,0000 0,0694 0,1829 0,2716 0,7031 0,2132 0,7133 0,2769 0,3289 No identificado 2,3539 2,4564 2,3898 2,3738 2,3447 2,3304 2,2837 2,2747 1,9280 40 Benceno 93,6510 88,3679 83,5831 79,0920 75,6084 70,9171 68,0705 64,0364 60,9738 Metilciclohexano 0,1795 0,1767 0,1728 0,1701 0,1674 0,1656 0,1629 0,1602 0,1605 Tolueno 0,1952 0,1808 0,1634 0,1481 0,1358 0,1236 0,1153 0,1025 0,0022 No identificado 0,1379 0,1361 0,1342 0,1326 0,1297 0,1287 0,1257 0,1251 0,2253 45 Etilbenceno 2,8408 7,5514 11,3054 14,3933 16,3198 19,3178 20,5314 22,4240 23,9779 Cumeno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 n-Propilbenceno 0,0037 0,0000 0,0122 0,0143 0,0167 0,0181 0,0199 0,0199 0,0237 m-Etiltolueno 0,0000 0,0070 0,0086 0,0111 0,0120 0,0136 0,0136 0,0142 0,0152 p-Etiltolueno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 50 o-Etiltolueno 0,0000 0,0089 0,0144 0,0195 0,0210 0,0232 0,0226 0,0237 0,0243 Isobutilbenceno 0,0057 0,0047 0,0046 0,0040 0,0042 0,0033 0,0034 0,0031 0,0032 sec-Butilbenceno 0,0060 0,0164 0,0250 0,0285 0,0340 0,0379 0,0448 0,0482 0,0572 m-Dietilbenceno 0,1343 0,3170 0,6851 1,0450 1,5035 2,0630 2,5759 3,1112 3,9029 55 p-Dietilbenceno 0,0630 0,1930 0,4090 0,6799 0,8848 1,2734 1,4532 1,8352 2,0914 o-Dietilbenceno 0,0120 0,1787 0,3818 0,7235 0,8393 1,2790 1,2815 1,7237 1,6667 Dietiltoluenos 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 60 21 ES 2 137 446 T3 TABLA III (continuación) % en peso 5 Alimen- tación Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Compuesto R-1 da 1 da 2 da 3 da 4 da 5 da 6 da 7 da 8 10 m-Etilcumeno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 p-Etilcumeno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 o-Etilcumeno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 m-Etil-n-propil- 15 benceno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 p-Etil-n-propil- benceno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0051 0,0059 0,0081 0,0089 0,0127 o-Etil-n-propil- 20 benceno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Tetralina 0,0000 0,0000 0,0000 0,0035 0,0042 0,0000 0,0000 0,0039 0,0040 m-Etilisobutil- benceno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0011 0,0058 0,0074 0,0085 25 p-Etilisobutil- benceno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0025 o-Etilisobutil- benceno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 m-Etilsec-butil- 30 benceno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 p-Etilsec-butil- benceno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0025 o-Etilsec-butil- 35 benceno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 No identificado 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0037 0,0111 0,0124 0,0150 0,0168 1,3,5-Trietilbenceno 0,0091 0,0735 0,1582 0,2711 0,4657 0,7240 0,9886 1,3388 1,8349 1,2,4-Trietilbenceno 0,0000 0,0493 0,1161 0,2587 0,3447 0,6199 0,7158 1,0916 1,2300 1,2,3-Trietilbenceno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0047 0,0061 0,0126 0,0140 0,0236 0,0259 40 Dietilcumenos 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Dietil-n-propil- bencenos 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Fenilciclohexano 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 45 Dietilisobutil- bencenos 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Dietilsec-butil- bencenos 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 50 1,2,3,5-Tetraetil- benceno 0,0000 0,0117 0,0391 0,0967 0,1491 0,2233 0,2702 0,4767 0,5261 1,2,4,5-Tetraetil- benceno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,3051 0,3692 0,6445 0,7332 1,2,3,4-Tetraetil- 55 benceno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0036 0,0036 Difenilmetano 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 No identificado 0,0000 0,0164 0,0326 0,0772 0,1169 0,0080 0,0170 0,0238 0,0281 1,1-Difeniletano 0,0000 0,0119 0,0130 0,0149 0,0166 0,0193 0,0226 0,0272 0,0367 60 1,2-Difeniletano 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 22 ES 2 137 446 T3 TABLA III (continuación) % en peso 5 Alimen- tación Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Compuesto R-1 da 1 da 2 da 3 da 4 da 5 da 6 da 7 da 8 10 Pentaetilbenceno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Hexaetilbenceno 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 Etildifeniletano 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0097 No identificado 0,0573 0,0014 0,0000 0,0000 0,0000 0,0011 0,0000 0,0000 0,0000 15 Cloruro aluminio 0,0786 0,0773 0,0760 0,0748 0,0736 0,0725 0,0714 0,0703 0,0693 Cloruro hidrógeno 0,0957 0,0941 0,0926 0,0911 0,0897 0,0883 0,0870 0,0857 0,0844 Agua 0,0011 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 20 TABLA IV % en peso 25 Alimen- tación Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Compuesto R-1 da 1 da 2 da 3 da 4 da 5 da 6 da 7 da 8 30 No identificado 1 0,830 0,820 0,820 0,800 0,800 0,780 0,770 0,770 0,730 Benceno 97,765 91,484 86,821 82,277 77,286 71,993 68,543 65,888 59,318 Metilciclohexano 0,188 0,187 0,186 0,184 0,181 0,177 0,176 0,173 0,167 Tolueno 0,338 0,327 0,323 0,320 0,313 0,310 0,302 0,299 0,291 35 No identificado 2 0,220 0,200 0,180 0,170 0,160 0,150 0,170 0,130 0,120 Etilbenceno 0,359 6,249 10,124 13,482 16,684 19,764 21,468 22,564 24,880 Cumeno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 n-Propilbenceno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 m-Etiltolueno 0,000 0,005 0,008 0,010 0,014 0,015 0,014 0,014 0,014 40 p-Etiltolueno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,012 0,013 0,000 0,000 0,000 o-Etiltolueno 0,000 0,009 0,014 0,018 0,021 0,023 0,024 0,024 0,025 Isobutilbenceno 0,015 0,025 0,003 0,003 0,000 0,000 0,003 0,003 0,002 sec-Butilbenceno 0,000 0,000 0,31 0,039 0,003 0,03 0,064 0,070 0,083 45 m-Dietilbenceno 0,081 0,198 0,426 0,764 1,200 1,691 2,125 2,525 3,139 p-Dietilbenceno 0,026 0,135 0,322 0,575 0,926 1,321 1,603 1,827 2,421 o-Dietilbenceno 0,012 0,147 0,390 0,705 1,159 1,663 1,956 2,174 2,962 Dietiltoluenos 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 50 m-Etilcumeno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 p-Etilcumeno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 o-Etilcumeno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 m-Etil-n-propil- benceno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,004 0,005 0,005 55 p-Etil-n-propil- benceno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 60 23 ES 2 137 446 T3 TABLA IV (continuación) % en peso 5 Alimen- tación Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Pasa- Compuesto R-1 da 1 da 2 da 3 da 4 da 5 da 6 da 7 da 8 10 o-Etil-n-propil- benceno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,002 0,003 0,000 0,000 0,000 Tetralina 0,000 0,000 0,000 0,003 0,004 0,005 0,003 0,003 0,004 m-Etilisobutil- 15 benceno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,004 0,005 0,006 0,007 0,000 p-Etilisobutil- benceno 0,003 0,003 0,004 0,003 0,007 0,010 0,012 0,012 0,018 o-Etilisobutil- 20 benceno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,010 m-Metilsec-butil- benceno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,007 0,007 0,000 p-Etilsec-butil- 25 benceno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,004 0,006 0,000 0,000 0,000 o-Etilsec-butil- benceno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 No identificado 3 0,000 0,000 0,000 0,000 0,050 0,060 0,010 0,010 0,020 1,3,5-Trietilbenceno 0,068 0,063 0,093 0,168 0,279 0,438 0,624 0,904 1,115 30 1,2,4-Trietilbenceno 0,005 0,044 0,000 0,000 0,000 0,000 1,065 1,225 2,089 1,2,3-Trietilbenceno 0,000 0,000 0,108 0,235 0,477 0,816 0,031 0,030 0,070 Dietilcumenos 0,000 0,000 0,000 0,005 0,013 0,023 0,000 0,000 0,000 Dietil-n-propil- 35 benceno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 Fenilciclohexano 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 Dietilisobutil- benceno 0,000 0,000 0,000 0,004 0,004 0,005 0,005 0,005 0,008 Dietilsec-butil- 40 benceno 0,004 0,000 0,000 0,000 0,006 0,003 0,004 0,005 0,008 1,2,3,5-Tetraetil- benceno 0,000 0,007 0,046 0,076 0,000 0,000 0,392 0,519 0,929 1,2,4,5-Tetraetil- 45 benceno 0,000 0,000 0,024 0,072 0,000 0,000 0,526 0,698 1,356 1,2,3,4-Tetraetil- benceno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,174 0,351 0,004 0,005 0,010 Difeniletano 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,002 0,000 0,000 0,000 50 No identificado 4 0,000 0,020 0,000 0,000 0,150 0,270 0,010 0,010 0,010 1,1-Difeniletano 0,023 0,000 0,008 0,010 0,013 0,019 0,025 0,30 0,047 1,2-Difeniletano 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 Pentaetilbenceno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,009 0,016 0,008 0,064 Hexaetilbenceno 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 55 Etildifeniletano 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,012 No identificado 5 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 60 24 ES 2 137 446 T3 REIVINDICACIONES 1. Un procedimiento para producir etilbenceno, procedimiento que comprende: alimentar etileno, catalizador y benceno en un recipiente de un reactor de alquilación en el que 5 reaccionan exotérmicamente produciendo una primera corriente con benceno, catalizador, etilbenceno y polietilbencenos como productos de la reacción; circular la primera corriente en un reactor de transalquilación produciendo una segunda corriente con un contenido de etilbenceno mayor y un contenido de polietilbencenos menor que la primera corriente, 10 conteniendo la segunda corriente catalizador, etilbenceno y polietilbenceno; circular la segunda corriente a medios de separación para separar sus componentes, incluido etilben- ceno; 15 caracterizado porque el etileno, catalizador y benceno se alimentan en tubos de reacción en el re- cipiente del reactor de alquilación y la temperatura en los tubos de reacción se mantiene por encima de 200◦C; porque la temperatura en el reactor de transalquilación se mantiene entre 40◦C y 75◦C; 20 porque un medio de transferencia de calor circula, en relación de intercambio de calor con los tubos de reacción, en el recipiente del reactor de alquilación para recuperar calor producido por la reacción de etileno y benceno y porque el medio de transferencia ası́ calentado circula a los medios de separación para proporcionar calor para hacer funcionar los medios de separación. 25 2. El procedimiento de acuerdo con la reivindicación 1, en el que los medios de separación incluyen una torre de destilación final de etilbenceno y el medio calentado de transferencia de calor circula a esta torre para proporcionar calor para hacer funcionar esta torre. 30 3. El procedimiento de acuerdo con la reivindicación 1 ó 2, que incluye: alimentar la segunda corriente a una torre de recuperación de benceno que produce una corriente de producto que contiene benceno y agua y una corriente primaria que contiene el etilbenceno de la segunda corriente; y 35 alimentar la corriente primaria a la torre de destilación final de etilbenceno que produce una corriente fundamentalmente de etilbenceno y una corriente fundamentalmente de polietilbencenos. 4. El procedimiento de acuerdo con una cualquiera de las reivindicaciones 1-3, que incluye: 40 alimentar la corriente de producto a un secador de benceno junto con benceno adicional que tiene agua adicional, produciendo el secador de benceno una corriente de benceno que es fundamentalmente benceno y una corriente de agua; 45 alimentar la corriente de benceno a un primer cambiador de calor a través del cual circula la primera corriente antes de su circulación al reactor de transalquilación y con lo que se calienta la corriente de benceno; y alimentar al recipiente del reactor la corriente de benceno ası́ calentada. 50 5. El procedimiento de acuerdo con una cualquiera de las reivindicaciones 1-4, que incluye: alimentar la corriente fundamentalmente de polietilbencenos a una torre de recuperación de polietil- bencenos, que produce dos corrientes, una corriente de residuo y una corriente resultante de polietilben- 55 cenos. 6. El procedimiento de acuerdo con la reivindicación 5, que incluye: alimentar la corriente resultante de polietilbencenos al reactor de transalquilación. 60 7. El procedimiento de acuerdo con la reivindicación 6, en el que la corriente resultante se combina con la primera corriente y la corriente combinada se alimenta al reactor de transalquilación. 25 ES 2 137 446 T3 8. El procedimiento de acuerdo con una cualquiera de las reivindicaciones 1-7, que incluye: alimentar la segunda corriente a un sedimentador del catalizador para separar por lo menos parte de 5 catalizador reciclable; y alimentar al reactor de transalquilación el catalizador reciclable ası́ recuperado. 9. El procedimiento de acuerdo con la reivindicación 8, que incluye: 10 alimentar la segunda corriente con por lo menos parte de catalizador reciclable separado a un sistema de lavado que tiene una alimentación de agua, produciendo el sistema de lavado una corriente de catali- zador agotado y agua y una nueva corriente con los componentes de la segunda corriente distintos de los materiales de la corriente de catalizador agotado y agua; 15 alimentar la nueva corriente a los medios de separación. 10. El procedimiento de acuerdo con una cualquiera de las reivindicaciones precedentes, que incluye: 20 circular la primera corriente a través de un segundo cambiador de calor, en relación de intercambio de calor con la corriente de producto, desde la torre de recuperación de benceno antes de que la corriente de producto entre en el secador de benceno, para calentar la corriente de producto. 25 30 35 40 45 50 NOTA INFORMATIVA: Conforme a la reserva del art. 167.2 del Convenio de Patentes Europeas (CPE) y a la Disposición Transitoria del RD 2424/1986, de 10 de octubre, relativo a la 55 aplicación del Convenio de Patente Europea, las patentes europeas que designen a España y solicitadas antes del 7-10-1992, no producirán ningún efecto en España en la medida en que confieran protección a productos quı́micos y farmacéuticos como tales. 60 Esta información no prejuzga que la patente esté o no incluı́da en la mencionada reserva. 26 ES 2 137 446 T3 27 ES 2 137 446 T3 28 ES 2 137 446 T3 29 ES 2 137 446 T3 30 ES 2 137 446 T3 31 ES 2 137 446 T3 32 ES 2 137 446 T3 33 ES 2 137 446 T3 34 ES 2 137 446 T3 35