ES2227852T3 - Hidroprocesado en dos fases. - Google Patents
Hidroprocesado en dos fases.Info
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Abstract
Se presenta un procedimiento en el cual se elimina la necesidad de hacer circular hidrógeno a través del catalizador. Esto se realiza mezclando y/o vaporizando el hidrógeno y el petróleo a tratar en la presencia de un solvente o diluyente en el cual la solubilidad del hidrógeno sea "alta" con relación al suministro de petróleo. El tipo y la cantidad de diluyente añadido, así como las condiciones del reactor, se disponen de manera que todo el hidrógeno que se necesita en las reacciones de hidrotratamiento esté disponible en la solución. La solución de petróleo/diluyente/hidrógeno puede ser suministrada entonces a un reactor de flujo de efecto obturador con el catalizador en el que el petróleo y el hidrógeno reacciona. No se necesita la introducción de hidrógeno adicional, evitándose, por lo tanto a recirculación del hidrógeno así como el funcionamiento gota a gota del lecho del reactor. De esta forma, los grandes reactores de lecho de goteo pueden reemplazarse con reactores tubulares mucho menores.
Description
Hidroprocesado en dos fases.
La presente invención está dirigida a un
procedimiento y un aparato de hidroprocesado en dos fases, en el que
se elimina la necesidad de hacer circular gas hidrógeno a través
del catalizador. Esto se consigue mezclando y/o inflamando el
hidrógeno y el petróleo a tratar en presencia de un disolvente o
diluyente en el que la solubilidad del hidrógeno es alta respecto a
la alimentación del petróleo. La presente invención está dirigida
también a la hidropirólisis catalítica a presión, la
hidroisomerización y la hidrodesmetalización.
En el hidroprocesado, que incluye
hidrotratamiento, hidroacabado, hidrorefinación e hidropirólisis
catalítica a presión, se usa un catalizador para hacer reaccionar
hidrógeno con una fracción de petróleo, destilados o aceites
residuales, con el propósito de saturar o retirar el azufre,
nitrógeno, oxígeno, metales u otros contaminantes, o para la
reducción del peso molecular (pirólisis catalítica a presión). Se
requieren catalizadores que tengan propiedades superficiales
especiales, con el fin de proporcionar la actividad necesaria para
conseguir la(s) reacción(es) necesaria(s).
En el hidroprocesado convencional es necesario
transferir hidrógeno de una fase de vapor a la fase líquida, donde
estará disponible para reaccionar con una molécula del petróleo en
la superficie del catalizador. Esto se consigue haciendo circular
volúmenes muy grandes de gas hidrógeno y el petróleo a través de un
lecho catalítico. El petróleo y el hidrógeno fluyen a través del
lecho, y el hidrógeno es absorbido en una fina película de petróleo
que se distribuye sobre el catalizador. Como la cantidad de
hidrógeno requerida puede ser grande, de 0,18 m^{3}/l a 0,89
m^{3}/l de líquido, los reactores son muy grandes y pueden
funcionar en condiciones severas, desde unos pocos miles de kPa
hasta tanto como 34350 kPa, y a temperaturas de alrededor de
204,44ºC - 482,22ºC.
Un sistema convencional para el procesado se
muestra en la Patente U.S. Nº 4.698.147, expedida a McConaghy, Jr.,
el 6 de Octubre de 1987, que describe un PROCEDIMIENTO DE PIRÓLISIS
CATALÍTICA A PRESIÓN MEDIANTE UN DILUYENTE DONADOR DE HIDRÓGENO CON
UN TIEMPO DE RESIDENCIA CORTO. La '147 de McConaghy mezcla la
corriente de entrada con un diluyente donador para suministrar el
hidrógeno para el proceso de pirólisis catalítica a presión.
Después del proceso de pirólisis catalítica a presión, la mezcla es
separada en producto y diluyente gastado, y el diluyente gastado se
regenera por hidrogenación parcial y se devuelve a la corriente de
entrada para la etapa de pirólisis catalítica a presión. Nótese que
la '147 de McConaghy cambia sustancialmente la naturaleza química
del diluyente donador durante el proceso, con el fin de liberar el
hidrógeno necesario para la pirólisis catalítica a presión. Además,
el procedimiento de la '147 de McConaghy está limitado por las
restricciones en la temperatura superior debido a la coquificación
en los serpentines, y la producción de gas ligero incrementada, lo
que establece un límite impuesto económicamente en la temperatura
máxima de pirólisis catalítica a presión del procedimiento.
La Patente U.S. Nº 4.857.168, expedida a Kubo
et al., el 15 de Agosto de 1989, describe un MÉTODO PARA
HIDROPIROLIZAR A PRESIÓN FRACCIONES PESADAS DEL PETRÓLEO. La '168 de
Kubo usa tanto un diluyente donador como gas hidrógeno para
suministrar el hidrógeno para el proceso de pirólisis catalítica a
presión potenciado por catalizador. La '168 de Kubo describe que un
suministro apropiado de una fracción pesada del petróleo,
disolvente donador, gas hidrógeno y catalizador limitará la
formación de coque sobre el catalizador, y la formación de coque
puede ser sustancialmente o completamente eliminada. La '168 de Kubo
requiere un reactor de pirólisis catalítica a presión con
catalizador y un reactor de hidrogenación separado con catalizador.
La '168 de Kubo también cuenta con la ruptura del diluyente donador
para suministrar hidrógeno en el proceso de reacción.
Otro sistema conocido se describe en el documento
GB934907, que describe un método de hidroformación de líquidos
hidrocarbonados usando cantidades muy bajas, es decir, 1,78 x
10^{-3} m^{3}/l o menos, que se disuelven en el líquido
hidrocarbonado y son puestas en contacto con un catalizador de
hidroformación, que se presta más adecuado a un "retoque" final
después de un hidrotratamiento convencional.
La técnica anterior adolece de la necesidad de
añadir gas hidrógeno y/o la complejidad añadida de volver a
hidrogenerar el disolvente donador usado en el proceso de pirólisis
catalítica a presión, por lo tanto hay una necesidad de un método y
un aparato de hidroprocesado mejorado y simplificado.
De acuerdo con la presente invención, se ha
desarrollado un procedimiento en el que se elimina la necesidad de
hacer circular gas hidrógeno a través del catalizador. Esto se
consigue mezclando y/o inflamando el hidrógeno y el petróleo a
tratar en presencia de un disolvente o diluyente en el que la
solubilidad del hidrógeno es "alta" respecto a la alimentación
del petróleo, para que el hidrógeno esté en disolución.
El tipo y cantidad de diluyente añadido, así como
las condiciones del reactor, pueden ser establecidos para que todo
el hidrógeno requerido en la reacción de hidroprocesado esté
disponible en disolución. La disolución
petróleo/diluyente/hidrógeno puede ser alimentada entonces a un
reactor, tal como un reactor de flujo de tapón o un reactor
tubular, relleno con el catalizador, donde el petróleo y el
hidrógeno reaccionan. No se requiere hidrógeno adicional, por
consiguiente, se evita la recirculación del hidrógeno y se evita el
funcionamiento de lecho de goteo del reactor. Por consiguiente, los
grandes reactores de lecho de goteo pueden ser reemplazados por
reactores mucho más pequeños (véanse las Figs. 1, 2 y 3).
La presente invención está dirigida también a la
hidropirólisis catalítica a presión, la hidroisomerización, la
hidrodesmetalización, y similares. Como se describió anteriormente,
se mezcla y/o inflama gas hidrógeno junto con el petróleo de
alimentación y un diluyente tal como producto hidropirolizado
recirculado, producto isomerizado o producto desmetalizado de
recirculación, con el fin de poner hidrógeno en disolución, y
después la mezcla se hace pasar sobre un catalizador.
Un objeto principal de la presente invención es
la provisión de un sistema, procedimiento, método y/o aparato de
hidroprocesado de dos fases mejorado.
Otro objeto de la presente invención es la
provisión de un procedimiento de hidropirólisis catalítica a
presión, de hidroisomerización, de Fischer-Tropsch
y/o de hidrodesmetalización mejorado.
Los rasgos de la invención que consiguen los
objetos de la invención se exponen en las reivindicaciones
acompañantes.
Se harán evidentes otros objetos y alcances
adicionales de la aplicabilidad de la presente invención a partir
de la descripción detallada que sigue, tomada en conjunción con los
dibujos acompañantes, en los que las partes similares se designan
con números de referencia similares.
La Figura 1 es un diagrama de flujo esquemático
de proceso de un hidrotratador de diesel.
La Figura 2 es un diagrama de flujo esquemático
de proceso de un hidrotratador de aceite residual.
La Figura 3 es un diagrama de flujo esquemático
de proceso de un sistema de hidroprocesado.
La Figura 4 es un diagrama de flujo esquemático
de proceso de un sistema de reactores multietapas.
La Figura 5 es un diagrama de flujo esquemático
de proceso de una unidad de hidroprocesado 1200 BPSD.
Se ha desarrollado un procedimiento donde se
elimina la necesidad de hacer circular gas hidrógeno o una fase de
hidrógeno separada a través del catalizador. Esto se consigue
mezclando y/o inflamando el hidrógeno y el petróleo a tratar en
presencia de un disolvente o diluyente que tiene una solubilidad
relativamente alta para el hidrógeno, para que el hidrógeno esté en
disolución.
El tipo y cantidad de diluyente añadido, así como
las condiciones del reactor, pueden ser establecidos para que todo
el hidrógeno requerido en las reacciones de hidroprocesado esté
disponible en disolución. La disolución
petróleo/diluyente/hidrógeno puede ser alimentada después a un
reactor de flujo de tapón, tubular u otro reactor, relleno con el
catalizador, donde el petróleo y el hidrógeno reaccionan. No se
requiere hidrógeno adicional, por consiguiente, se evita la
recirculación del hidrógeno y se evita el funcionamiento de lecho de
goteo del reactor. Por consiguiente, los grandes reactores de lecho
de goteo pueden ser reemplazados por reactores mucho más pequeños o
más simples (véanse las Figs. 1, 2 y 3).
Además de usar reactores mucho más pequeños o más
simples, se evita el uso de un compresor de recirculación del
hidrógeno. Como todo el hidrógeno requerido para la reacción se ha
hecho disponible en disolución antes de llegar al reactor, no hay
necesidad de hacer circular gas hidrógeno dentro del reactor ni
necesidad del compresor de recirculación. La eliminación del
compresor de recirculación y el uso de, por ejemplo, reactores de
flujo de tapón o tubulares reduce grandemente el coste de capital
del procedimiento de hidrotratamiento.
La mayoría de las reacciones que tienen lugar en
el hidroprocesado son altamente exotérmicas y como resultado se
genera una gran cantidad de calor en el reactor. La temperatura del
reactor puede ser controlada usando una corriente de recirculación.
Se puede recircular un volumen controlado del efluente del reactor
de vuelta a la parte delantera del reactor, y mezclar con
alimentación e hidrógeno nuevos. La corriente de recirculación
absorbe algo del calor y reduce el aumento de temperatura a través
del reactor. La temperatura del reactor puede ser controlada
controlando la temperatura de la alimentación nueva y la cantidad
de recirculación. Además, como la corriente de recirculación
contiene moléculas que ya han reaccionado, también sirve como
diluyente inerte.
Uno de los problemas más grandes con el
hidroprocesado es la coquificación del catalizador. Como las
condiciones de reacción pueden ser muy severas, la pirólisis
catalítica a presión puede tener lugar en la superficie del
catalizador. Si la cantidad de hidrógeno disponible no es
suficiente, la pirólisis catalítica a presión puede conducir a la
formación de coque y desactivar el catalizador. Usar la presente
invención para el hidroprocesado, la coquificación puede ser casi
eliminada porque hay siempre bastante hidrógeno disponible en
disolución para evitar la coquificación cuando tienen lugar las
reacciones de la pirólisis catalítica a presión. Esto puede conducir
a una vida del catalizador mucho más larga y unos costes de
funcionamiento y mantenimiento reducidos.
La Figura 1 muestra un diagrama de flujo
esquemático del proceso para un hidrotratador de diesel, designado
de manera general con el número 10. La alimentación de petróleo
nueva 12 es bombeada por la bomba de introducción de alimentación
14 hacia el área de combinación 18. La alimentación de petróleo
nueva 12 se combina entonces con el hidrógeno 15 y la alimentación
hidrotratada 16, para formar la mezcla de alimentación nueva 20. La
mezcla 20 es separada después en el separador 22, para formar los
gases residuales 24 del primer separador y la mezcla separada 30.
La mezcla separada 30 se combina con el catalizador 32 en el
reactor 34 para formar la mezcla reaccionada 40. La mezcla
reaccionada 40 es dividida en dos corrientes de producto, la
corriente de recirculación 42 y la corriente de continuación 50. La
corriente de recirculación 42 es bombeada por la bomba de
recirculación 44 para convertirse en la alimentación hidrotratada
16, que se combina con la alimentación nueva 12 y el hidrógeno
15.
La corriente de continuación 50 fluye hacia
dentro del separador 52, donde los gases residuales 54 del segundo
separador son retirados para crear la corriente reaccionada y
separada 60. La corriente reaccionada y separada 60 fluye después
hacia dentro del inflamador 62, para formar los gases residuales 64
del inflamador y la corriente reaccionada, separada e inflamada 70.
La corriente reaccionada, separada e inflamada 70 es bombeada
después hacia dentro del purificador 72, donde los gases residuales
74 del son retirados para formar el producto de salida 80.
La Figura 2 muestra un diagrama de flujo
esquemático de proceso para un hidrotratador de aceite residual,
designado de manera general con el número 100. Se combina
alimentación de petróleo nueva 110 con el disolvente 112 en el área
de combinación 114 para formar el
disolvente-alimentación combinados 120. El
disolvente-alimentación combinados 120 es bombeado
después por la bomba de alimentación 122 del
disolvente-alimentación hacia el área de combinación
124. El disolvente-alimentación combinados 120 es
combinado entonces con el hidrógeno 126 y la alimentación
hidrotratada 128, para formar la mezcla
hidrógeno-disolvente-alimentación
130. La mezcla
hidrógeno-disolvente-alimentación
130 es separada después en el primer separador 132, para formar los
gases residuales 134 del primer separador y la mezcla separada 140.
La mezcla separada 140 es combinada con el catalizador 142 en el
reactor 144, para formar la mezcla reaccionada 150. La mezcla
reaccionada 150 es dividida en dos corrientes de producto, la
corriente de recirculación 152 y la corriente de continuación 160.
La corriente de recirculación 152 es bombeada por la bomba de
recirculación 154 para convertirse en la alimentación hidrotratada
128, que se combina con el disolvente-alimentación
120 y el hidrógeno 126.
La corriente de continuación 160 fluye hacia
dentro del segundo separador 162, donde los gases residuales 164 del
segundo separador son retirados para crear la corriente reaccionada
y separada 170. La corriente reaccionada y separada 170 fluye
después hacia dentro del inflamador 172 para formar los gases
residuales 174 del inflamador y la corriente reaccionada, separada
e inflamada 180. Los gases residuales 174 del inflamador son
enfriados por el condensador 176, para formar el disolvente 112,
que se combina con la alimentación nueva entrante 110.
La corriente reaccionada, separada e inflamada
180 fluye después hacia dentro del purificador 182, donde los gases
residuales 184 del purificador son retirados para formar el
producto de salida 190.
La Figura 3 muestra un diagrama de flujo
esquemático de proceso para una unidad de hidroprocesado, designada
de manera general con el número 200.
Se combina la alimentación de petróleo nueva 202
con un primer diluyente 204 en el primer área de combinación 206,
para formar el primer diluyente-alimentación 208. El
primer diluyente-alimentación 208 se combina
entonces con un segundo diluyente 210 en el segundo área de
combinación 212, para formar el segundo
diluyente-alimentación 214. El segundo
diluyente-alimentación 214 es bombeado después por
la bomba de alimentación 216 del
diluyente-alimentación hacia el tercer área de
combinación 218.
Se introduce el hidrógeno 220 en el compresor de
hidrógeno 222, para preparar el hidrógeno comprimido 224. El
hidrógeno comprimido 224 fluye hacia el tercer área de combinación
218.
El segundo diluyente-alimentación
214 y el hidrógeno comprimido 224 se combinan en el tercer área de
combinación 218, para formar la mezcla
hidrógeno-diluyente-alimentación
226. La mezcla
hidrógeno-diluyente-alimentación
226 fluye después a través del intercambiador de
alimentación-producto 228, que calienta la mezcla
226, mediante el uso del escape 230 del tercer separador, para
formar la corriente 232 del primer intercambiador. La corriente 232
del primer intercambiador y la primera corriente de recirculación
234 se combinan en el cuarto área de combinación 236, para formar
la primera alimentación de recirculación 238.
La primera alimentación de recirculación 238
fluye después a través del primer intercambiador de
alimentación-producto 240, que calienta la mezcla
238, mediante el uso del escape intercambiado 242 del primer
rectificador, para formar la corriente 244 del segundo
intercambiador. La corriente 244 del segundo intercambiador y la
segunda corriente de recirculación 246 se combinan en el quinto
área de combinación 248 para formar la segunda alimentación de
recirculación 250.
La segunda alimentación de recirculación 250 se
mezcla después en el mezclador de
alimentación-recirculación 252 para formar la mezcla
alimentación-recirculación 254. La mezcla
alimentación-recirculación 254 fluye después hacia
el separador 256 de la entrada del reactor.
La mezcla
alimentación-recirculación 254 es separada en el
separador 256 de la entrada del reactor para formar los gases
residuales 258 del separador de entrada del reactor y la mezcla
separada de entrada 260. Los gases residuales 258 del separador de
entrada del reactor son quemados o retirados de otra manera del
presente sistema 200.
La mezcla separada de entrada 260 se combina con
el catalizador 262 en el reactor 264, para formar la mezcla
reaccionada 266. La mezcla reaccionada 266 fluye hacia dentro del
separador 268 de salida del reactor.
La mezcla reaccionada 266 es separada en el
separador 268 de salida del reactor, para formar los gases
residuales 270 del separador de salida del reactor y la mezcla
separada de salida 272. Los gases residuales 270 del separador de
salida del reactor fluyen desde el separador 268 de salida del
reactor y son después quemados o retirados de otra manera del
presente sistema 200.
La mezcla separada de salida 272 fluye hacia
fuera del separador 268 de salida del reactor, y es dividida en la
corriente de recirculación grande 274 y la mezcla separada de
salida de continuación 276 en el primer área de división 278.
La corriente grande de recirculación 274 es
bombeada mediante las bombas de recirculación 280 hacia el segundo
área de división 282. La corriente grande de recirculación 274 es
dividida en el área de combinación 282 en la primera corriente de
recirculación 234 y la segunda corriente de recirculación 246, que
se usan como se discutió previamente.
La mezcla separada de salida de continuación 276
abandona el primer área de división 278 y fluye hacia dentro del
calentador de efluente 284, para convertirse en la corriente
efluente calentada 286.
La corriente efluente calentada 286 fluye hacia
dentro del primer rectificador 288, donde es dividida en el escape
290 del primer rectificador y la corriente 292 del primer
rectificador. El escape 290 del primer rectificador y la corriente
292 del primer rectificador fluyen de manera separada hacia dentro
del segundo intercambiador 294, donde es reducida su diferencia de
temperaturas.
El intercambiador transforma el escape 290 del
primer rectificador en el escape intercambiado 242 del primer
rectificador, que fluye hacia el primer intercambiador 240 de la
alimentación-producto, como se describió
previamente. El primer intercambiador 240 de la
alimentación-producto enfría aún más el escape
intercambiado 242 del primer rectificador, para formar el primer
escape doblemente enfriado 296.
El primer escape doblemente enfriado 296 es
enfriado después por el condensador 298, para convertirse en el
primer escape condensado 300. El primer escape condensado 300 fluye
después hacia dentro del acumulador de reflujo 302, donde es
dividido en el escape 304 y el primer diluyente 204. El escape 304
es evacuado del sistema 200. El primer diluyente 204 fluye hacia el
primer área de combinación 206 para combinarse con la alimentación
de petróleo nueva 202 como se discutió previamente.
El intercambiador transforma la corriente 292 del
primer rectificador en la corriente intercambiada 306 del primer
rectificador, que fluye hacia dentro del tercer separador 308. El
tercer separador 308 divide la corriente intercambiada 306 del
primer rectificador en el escape 230 del tercer separador y la
segunda corriente rectificada 310.
El escape 230 del tercer separador fluye hacia el
intercambiador 228 como se describió previamente. El intercambiador
228 enfría el escape 230 del tercer separador, para formar el
segundo escape enfriado 312.
El segundo escape enfriado 312 es enfriado
después por el condensador 314 para convertirse en el tercer escape
condensado 316. El tercer escape condensado 316 fluye después hacia
dentro del acumulador de reflujo 318, donde es dividido en el
escape 320 del acumulador de reflujo y el segundo diluyente 210. El
escape 320 del acumulador de reflujo es evacuado del sistema 200.
El segundo diluyente 210 fluye hacia el segundo área de combinación
212 para reunirse con el sistema 200 como se discutió
previamente.
La segunda corriente rectificada 310 fluye hacia
dentro del segundo rectificador 322, donde es dividida en el escape
324 del tercer rectificador y la primera corriente final 326. La
primera corriente final 326 sale después del sistema 200 para su
uso o procesado adicional. El escape 324 del tercer rectificador
fluye hacia dentro del condensador 328, donde es enfriado para
convertirse en el tercer escape condensado 330.
El tercer escape condensado 330 fluye desde el
condensador 328 hacia dentro del cuarto separador 332. El cuarto
separador 332 divide el tercer escape condensado 330 en el escape
334 del cuarto separador y la segunda corriente final 336. El
escape 334 del cuarto separador es evacuado del sistema 200. La
segunda corriente final 336 sale después del sistema 200 para su uso
o procesado adicional.
La Figura 4 muestra un diagrama de flujo
esquemático de proceso para una unidad de hidroprocesado 1200 BPSD
designada de manera general con el número 400.
La alimentación de petróleo nueva 401 es
controlada en el primer punto de control 402, para los parámetros
de entrada aceptables de aproximadamente 126,66ºC, a 138 kPa y
189600 l/día. La alimentación de petróleo nueva 401 se combina
después con un diluyente 404 en el primer área de combinación 406,
para formar el diluyente-alimentación combinados
408. El diluyente-alimentación combina- dos 408 es
bombeado después por la bomba de introducción 410 del
diluyente-alimentación a través del primer orificio
de control 412 y la primera válvula 414, hacia el segundo área de
combinación 416.
El hidrógeno 420 es introducido en los parámetros
de 37,77ºC, 3445 kPa y 1133 m^{3}/h en el compresor de hidrógeno
422, para preparar el hidrógeno comprimido 424. El compresor de
hidrógeno 422 comprime el hidrógeno de 2894 a 10335 kPa. El
hidrógeno comprimido 424 fluye a través del segundo punto de
control 426, donde es controlado para que tenga unos parámetros de
entrada aceptables. El hidrógeno comprimido 424 fluye a través del
segundo orificio de control 428 y la segunda válvula 430 hacia el
segundo área de combinación 416.
El primer orificio de control 412, la primera
válvula 414 y el CILF (circuito integrado libre de fallos) 434
están conectados al CIF (control indicador de flujo) 432 que
controla el flujo de entrada del
diluyente-alimentación combinados 408 hacia el
segundo área de combinación 416. De manera similar, el segundo
orificio de control 428, la primera válvula 430 y el CIF 432 están
conectados al CILF 434, que controla el flujo de entrada del
hidrógeno comprimido 424 hacia el segundo área de combinación 416.
El diluyente-alimentación combinados 408 y el
hidrógeno comprimido 424 se combinan en el segundo área de
combinación 416, para formar la mezcla
hidrógeno-diluyente-alimentación
440. Los parámetros de la mezcla son aproximadamente 10335 kPa y
400000 l/día, que son controlados en el cuarto punto de control
442. La mezcla
hidrógeno-diluyente-alimentación 440
fluye después a través del intercambiador
alimentación-producto 444, que calienta la mezcla
hidrógeno-diluyente-alimentación
440, mediante el uso del producto rectificado 610, para formar la
corriente 446 del intercambiador. El intercambiador
alimentación-producto 444 funciona a aproximada-
mente 756 kW.
La corriente 446 del intercambiador es controlada
en el quinto punto de control 448 para reunir información sobre los
parámetros de la corriente 446 del intercambiador.
La corriente 446 del intercambiador se desplaza
después hacia el precalentador 450 del reactor, que es capaz de
calentar la corriente 446 del intercambiador a 1464 kW para crear
la corriente precalentada 452. La corriente precalentada 452 es
controlada en el sexto punto de control 454 por el CIT (control
indicador de la temperatura) 456.
El gas combustible 458 fluye a través de la
tercera válvula 460 y es controlado por el CIP (control indicador
de la presión) 462 para suministrar el combustible para el
precalentador 450 del reactor. El CIP 462 está conectado a la
tercera válvula 460 y al CIT 456.
La corriente precalentada 452 se combina con la
corriente de recirculación 464 en el tercer área de combinación 466,
para formar la corriente precalentada-de
recirculación 468. La corriente precalentada-de
recirculación 468 es controlada en el séptimo punto de control 470.
La corriente precalentada-de recirculación 468 se
mezcla después en el mezclador de la
alimentación-recirculación 472 para formar la
mezcla alimentación-recirculación 474. La mezcla
alimentación-recirculación 474 fluye después hacia
dentro del separador 476 de entrada del reactor. El separador 476
de entrada del reactor tiene los parámetros de 152,4 cm de D. I. x
3,048 m - 0 cm de S/S.
La mezcla
alimentación-recirculación 474 es separada en el
separador 476 de entrada del reactor, para formar los gases
residuales 478 del separador de entrada del reactor y la mezcla de
entrada separada 480. Los gases residuales 478 del separador de
entrada del reactor fluyen desde el separador 476 de entrada del
reactor a través del tercer orificio de control 482, que está
conectado al CIF 484. Los gases residuales 478 del separador de
entrada del reactor se desplazan después a través de la cuarta
válvula 486, pasan a través del octavo punto de control 488 y son
después quemados o retirados de otra manera del presente sistema
400.
El CIN (control indicador de nivel) 490 está
conectado tanto a la cuarta válvula 486 como al separador 476 de
entrada del reactor.
La mezcla de entrada separada 480 fluye hacia
fuera del separador 476 de entrada del reactor con los parámetros
de aproximadamente 310ºC y 10335 kPa, que son controlados en el
noveno punto de control 500.
La mezcla de entrada separada 480 se combina con
el catalizador 502 en el reactor 504, para formar la mezcla
reaccionada 506. La mezcla reaccionada 506 es controlada por el CIT
508 y en el décimo punto de control 510, para EL control del
proceso. La mezcla reaccionada tiene los parámetros de 318,33ºC y
9990 kPa cuando fluye hacia dentro del separador 512 de salida del
reactor.
La mezcla reaccionada 506 es separada en el
separador 512 de salida del reactor, para formar los gases
residuales 514 del separador de salida del reactor y la mezcla
separada de salida 516. Los gases residuales 514 del separador de
salida del reactor fluyen desde el separador 512 de salida del
reactor a través del controlador 515 hacia el CIP 518. Los gases
residuales 514 del separador de salida del reactor se desplazan
después pasando por el undécimo punto de control 520 y a través de
la quinta válvula 522, y son después quemados o retirados de otra
manera del presente sistema 400.
El separador 512 de salida del reactor está
conectado al controlador CIN 524. El separador 512 de salida del
reactor tiene los parámetros de 152,4 cm x 3,048 m - 0 cm de
S/S.
La mezcla separada de salida 516 fluye fuera del
separador 512 de salida del reactor y es dividida tanto en la
corriente de recirculación 464 como en la mezcla separada de salida
de continuación 526 en el primer área de división 528.
La corriente de recirculación 464 es bombeada
mediante las bombas de recirculación 530 y pasa por el duodécimo
punto de control 532 hacia el cuarto orificio de control 534. El
cuarto orificio de control 534 está conectado al CIF 536, que está
conectado al CIT 508. El CIF 536 controla la sexta válvula 538.
Después de que la corriente de recirculación 464 abandona el cuarto
orificio de control 534, la corriente 464 fluye a través de la
sexta válvula 538 y hacia el tercer área de combinación 466, donde
se combina con la corriente precalentada 452 como se discutió
previamente.
La mezcla separada de salida 526 abandona el
primer área de división 528 y fluye a través de la séptima válvula
540, que está controlada por el CIN 524. La mezcla separada de
salida 526 fluye después para pasar por el decimotercer punto de
control 542 hacia el calentador de efluente 544.
La mezcla separada de salida 526 se desplaza
después hacia el calentador de efluente 544, que es capaz de
calentar la mezcla separada de salida 526 a 878,4 kW para crear la
corriente efluente calentada 546. La corriente efluente calentada
546 es controlada por el CIT 548 y en el decimocuarto punto de
control 550. El gas combustible 552 fluye a través de la octava
válvula 554 y es controlado por el CIP 556 para suministrar el
combustible para el calentador de efluente 544. El CIP 556 está
conectado a la octava válvula 554 y al CIT 548.
La corriente efluente calentada 546 fluye desde
el decimocuarto punto de control 550 hacia dentro del rectificador
552. El rectificador 552 está conectado al CIN 554. El vapor 556
fluye hacia dentro del rectificador 552 a través del vigésimo punto
de control 558. La corriente del diluyente de retorno 560 también
fluye hacia dentro del rectificador 552. El rectificador 552 tiene
los parámetros de 106,68 cm de D. I. x 16,4592 m - 0 cm de S/S.
El diluyente 562 del rectificador fluye hacia
fuera del rectificador 552 para pasar por los controles hacia el
CIT 564, y pasar por el decimoquinto punto de control 556. El
diluyente 562 del rectificador fluye después a través del
condensador 568 en cabeza del rectificador. El condensador 568 en
cabeza del rectificador usa la corriente CWS/R (suministro de agua
fría) 570 para cambiar el diluyente 562 del rectificador para
formar el diluyente condensado 572. El condensador 568 en cabeza
del rectificador tiene los parámetros de 1628 kW.
El diluyente condensado 572 fluye después hacia
dentro del acumulador de reflujo 574 del rectificador. El acumulador
de reflujo 574 del rectificador tiene los parámetros de 106,68 cm
de D. I. x 3,048 m - 0 cm de S/S. El acumulador 574 de reflujo del
rectificador está controlado por el CIN 592. El acumulador de
reflujo 574 del rectificador divide el diluyente condensado 572 en
tres corrientes: la corriente de drenaje 576, la corriente gaseosa
580, y la corriente del diluyente 590.
La corriente de drenaje 576 fluye hacia fuera del
acumulador de reflujo 574 del rectificador y pasa por el monitor 578
hacia fuera del sistema 400.
La corriente gaseosa 580 fluye hacia fuera del
acumulador de reflujo 574 del rectificador, pasa un control por el
CIP 582, a través de la novena válvula 584, pasa por el
decimoquinto punto de control 586 y sale del sistema 400. La novena
válvula 584 está controlada por el CIP 582.
La corriente del diluyente 590 fluye hacia fuera
del acumulador de reflujo 574 del rectificador, pasa por el
decimoctavo punto de control 594 y a través de la bomba 596 para
formar la corriente del diluyente bombeada 598. La corriente del
diluyente bombeada 598 es dividida después en el diluyente 404 y la
corriente del diluyente de retorno 560 en el segundo área de
división 600. El diluyente 404 fluye desde el segundo área de
división 600, a través de la décima válvula 602 y el tercer punto
de control 604. El diluyente 404 fluye después desde el tercer
punto de control 604 hasta el primer área de combinación 406, donde
se combina con la alimentación de petróleo nueva 401 como se
discutió previamente.
La corriente del diluyente de retorno 560 fluye
desde el segundo área de división 600, pasa por el decimonoveno
punto de control 606, a través de la undécima válvula 608 y hacia
dentro del rectificador 552. La undécima válvula 608 está conectada
al CIT 564.
El producto rectificado 610 fluye hacia fuera del
rectificador 552, para pasar por el vigésimo primer punto de
control 612 y hacia dentro del intercambiador 444 para formar el
producto rectificado intercambiado 614. El producto rectificado
intercambiado 614 fluye después para pasar por el vigésimo segundo
punto de control 615 y a través de la bomba de producto 616. El
producto rectificado intercambiado 614 fluye desde la bomba 616 a
través del quinto orificio de control 618. El sexto orificio de
control 618 está conectado al IF 620.
El producto rectificado intercambiado fluye
después desde el sexto orificio de control 618 hacia la duodécima
válvula 622. La duodécima válvula 622 está conectada al CIN 554. El
producto rectificado intercambiado 614 fluye después desde la
duodécima válvula 622 a través del vigésimo tercer punto de control
624 y hacia dentro del refrigerador de producto 626, donde es
enfriado para formar el producto final 632. El refrigerador de
producto 626 usa el CWS/R 628. El refrigerador de producto tiene
los parámetros de 187,4 kW. El producto final 632 fluye hacia fuera
del refrigerador 626, pasa por el vigésimo cuarto punto de control
630 y fluye hacia fuera del sistema 400.
La Figura 5 muestra un diagrama de flujo
esquemático de proceso para un hidrotratador multietapas designado
de manera general con el número 700. La alimentación 710 se combina
con el hidrógeno 712 y la primera corriente de recirculación 714 en
el área 716, para formar la corriente combinada
alimentación-hidrógeno-recirculación
720. La corriente combinada
alimentación-hidrógeno-recirculación
720 fluye hacia dentro del primer reactor 724, donde se hace
reaccionar para formar la primera corriente 730 de salida del
reactor. La primera corriente 730 de salida del reactor es dividida
para formar la primera corriente de recirculación 714 y la primera
corriente de reactor de continuación 740 en el área 732. La primera
corriente de reactor de continuación 740 fluye hacia dentro del
purificador 742, donde los gases residuales del purificador 744,
tales como H_{2}S, NH_{3} y H_{2}O, son retirados para formar
la corriente 750 del purificador.
La corriente 750 del purificador se combina
después con el hidrógeno adicional 752 y la segunda corriente de
recirculación 754 en el área 756, para formar la corriente
combinada
purificada-hidrógeno-recirculación
760. La corriente combinada
purificada-hidrógeno-de
recirculación 760 fluye hacia dentro del reactor de saturación 764,
donde se hace reaccionar para formar la segunda corriente 770 de
salida del reactor. La segunda corriente 770 de salida del reactor
es dividida en el área 772, para formar la segunda corriente de
recirculación 754 y la salida de producto 780.
De acuerdo con la presente invención, los
disolventes para desasfaltar incluyen propano, butanos y/o pentanos.
Otros diluyentes de la alimentación incluyen hidrocarburos ligeros,
destilados ligeros, nafta, diesel, GOV (gasoil de vacío), petróleos
hidroprocesadas previamente, producto hidropirolizado recirculado,
producto isomerizado, producto desmetalizado recirculado, o
similares.
Un combustible diesel es hidrotratado a 346,85ºC
para retirar al azufre y el nitrógeno. Aproximadamente deben ser
hechos reaccionar 5,7 m^{3} de hidrógeno por cada 159 l (barril)
de combustible diesel para hacer el producto de la especificación.
Se elige diesel hidrotratado como diluyente. Un reactor tubular que
funciona a una temperatura de salida de 346,85ºC con una relación de
recirculación a alimentación 1/1 ó 2/1, a 6500 kPa o 9500 kPa, es
suficiente para conseguir la reacción deseada.
Un petróleo desasfaltado es hidrotratado a
346,85ºC para retirar el azufre y el nitrógeno y para saturar los
aromáticos. Aproximadamente deben ser hechos reaccionar 28,3
m^{3} de hidrógeno por cada 159 l (barril) de petróleo
desasfaltado para hacer el producto de la especificación. Se elige
nafta pesada como diluyente y se mezcla con la alimentación en base
a volúmenes iguales. Un reactor tubular que funciona a una
temperatura de salida de 346,85ºC y 8500 kPa, con una relación de
recirculación de 2,5/1, es suficiente para proporcionar todo el
hidrógeno requerido y permitir un aumento de temperatura menor que
20ºC a través del reactor.
El mismo que el Ejemplo 1 anterior, excepto que
el diluyente se selecciona del grupo de propano, butano, pentano,
hidrocarburos ligeros, destilados ligeros, nafta, diesel, GOV,
petróleos hidroprocesados previamente, o combinaciones de
ellos.
El mismo que el Ejemplo 2 anterior, excepto que
el diluyente se selecciona del grupo de propano, butano, pentano,
hidrocarburos ligeros, destilados ligeros, nafta, diesel, GOV,
petróleos hidroprocesados previamente, o combinaciones de
ellos.
El mismo que el Ejemplo 3 anterior, excepto que
la alimentación se selecciona del grupo de fracciones de petróleo,
destilados, aceites residuales, ceras, lubricantes, PDA (petróleo
desasfaltado), o combustibles distintos del combustible diesel.
El mismo que el Ejemplo 4 anterior, excepto que
la alimentación se selecciona del grupo de fracciones de petróleo,
destilados, aceites residuales, aceites, ceras, lubricantes, PDA, o
similares distintos del petróleo desasfaltado.
Un método y un aparato de hidroprocesado de dos
fases como se describe y muestra en la presente memoria.
En un método de hidroprocesado, la mejora que
comprende la etapa de mezclar y/o inflamar el hidrógeno y el
petróleo a tratar en presencia de un disolvente o diluyente en el
que la solubilidad del hidrógeno es alta respecto a la alimentación
del petróleo.
El ejemplo 8 anterior, en el que el disolvente o
diluyente se selecciona del grupo de nafta pesada, propano, butano,
pentano, hidrocarburos ligeros, destilados ligeros, nafta, diesel,
GOV, petróleos hidroprocesados previamente, o combinaciones de
ellos.
El Ejemplo 9 anterior, en el que la alimentación
se selecciona del grupo de petróleo, fracción de petróleo,
destilado, aceite residual, combustible diesel, petróleo
desasfaltado, ceras, lubricantes y similares.
Un método de hidroprocesado de dos fases, que
comprende las etapas de mezclar una alimentación con un diluyente,
saturar la mezcla diluyente/ alimentación con hidrógeno delante de
un reactor, hacer reaccionar la mezcla alimentación/diluyente/
hidrógeno con un catalizador en el reactor para saturar o retirar
el azufre, nitrógeno, oxígeno, metales, u otros contaminantes, o
para la reducción del peso molecular o pirólisis catalítica a
presión.
El Ejemplo 11 anterior, en el que el reactor es
mantenido a una presión de 3455-34.450 kPa,
preferiblemente 6890-20670 kPa.
El Ejemplo 12 anterior, que comprende además la
etapa de hacer funcionar el reactor en condiciones de disolución
supercríticas para que no haya límite de solubilidad.
El Ejemplo 13 anterior, que comprende además la
etapa de retirar calor del afluente del reactor, separar el
diluyente de la alimentación reaccionada, y recircular el diluyente
hacia un punto corriente arriba del reactor.
Un producto de petróleo hidroprocesado,
hidrotratado, hidroacabado, hidrorefinado, hidropirolizado o
similar, producido por uno de los Ejemplos descritos
anteriormente.
Un depósito reactor para su uso en el
procedimiento de hidrotratamiento mejorado de la presente invención,
que incluye un catalizador en tubos relativamente pequeños de 5,08
cm de diámetro, con un volumen de reactor aproximado de 1,1326
m^{3}, y con el reactor construido para soportar una presión de
hasta alrededor de sólo 20670 kPa.
En un procedimiento de desasfaltado con un
disolvente se ponen en contacto ocho volúmenes de
n-butano con un volumen de colas de torre de vacío.
Después de retirar el alquitrán, pero antes de recuperar el
disolvente del petróleo desasfaltado (PDA), la mezcla
disolvente/PDA es bombeada a aproximadamente 6890- 10335 kPa y
mezclada con hidrógeno, aproximadamente 25,5 m^{3} de H_{2} por
cada 159 l (barril) de PDA. La mezcla disolvente/PDA/H_{2} es
calentada a aproximadamente 316,85ºC-346,85ºC y
puesta en contacto con el catalizador para la retirada del azufre,
nitrógeno y la saturación de aromáticos. Después del
hidrotratamiento, el butano se recupera del PDA hidrotratado
reduciendo la presión a aproximadamente 4134 kPa.
Al menos uno de los Ejemplos anteriores, que
incluye reactores multietapas, en el que dos o más reactores se
colocan en serie con los reactores configurados de acuerdo con la
presente invención, y siendo los reactores iguales o diferentes con
respecto a temperatura, presión, catalizador o similares.
Además del Ejemplo 18 anterior, usar reactores
multietapas para producir productos de especialidad, ceras,
lubricantes y similares.
Brevemente, la hidropirólisis catalítica a
presión es la ruptura de enlaces carbono-carbono, y
la hidroisomerización es la redisposición de enlaces
carbono-carbono. La hidrodesmetalización es la
retirada de metales, usualmente de colas de torres de vacío o de
petróleo desasfaltado, para evitar el envenenamiento del
catalizador en los piroescisores catalíticos e
hidropirolizadores.
Hidropirólisis catalítica a presión: se mezcla un
volumen de gasoil de vacío con 28,3 m^{3} de H_{2} por cada 159
l (barril) de alimentación de gasoil, y se mezcla con dos volúmenes
de producto hidropirolizado recirculado (diluyente), y se hace
pasar sobre un catalizador de hidropirólisis a 398,88ºC y 13780 kPa.
El producto hidropirolizado contuvo 20 por ciento de nafta, 40 por
ciento de diesel y 40 por ciento de aceite residual.
Hidroisomerización: se mezcla un volumen de
alimentación que contiene 80 por ciento de cera de parafina con 5,7
m^{3} de H_{2} por cada 159 l (barril) de alimentación, y se
mezcla con un volumen de producto isomerizado como diluyente, y se
hace pasar sobre un catalizador de isomerización a 287,77ºC y 13780
kPa. El producto isomerizado tiene un punto de vertido de -1,11ºC y
un IV (índice de viscosidad) de 140.
Hidroisomerización: se mezcla un volumen de
alimentación que contiene 80 ppm de metales totales con 4,2 m^{3}
de H_{2} por cada 159 l (barril) y se mezcla con un volumen de
producto desmetalizado recirculado, y se hace pasar sobre un
catalizador a 232,22ºC y 6890 kPa. El producto contuvo 3 ppm de
metales totales.
De manera general,
Fischer-Tropsch se refiere a la producción de
parafina a partir de monóxido de carbono e hidrógeno (CO y H_{2}
o gas de síntesis). El gas de síntesis contiene CO_{2}, CO y
H_{2}, y se produce a partir de diversas fuentes, principalmente
carbón o gas natural. El gas de síntesis se hace reaccionar después
sobre catalizadores específicos para producir productos
específicos.
La síntesis de Fischer-Tropsch es
la producción de hidrocarburos, casi exclusivamente parafinas, a
partir de CO y H_{2} sobre un catalizador metálico soportado. El
catalizador Fischer-Tropsch clásico es hierro, sin
embargo, se usan también otros catalizadores metálicos.
El gas de síntesis puede usarse y se usa para
producir también otros productos químicos, principalmente alcoholes,
aunque estas no son reacciones de Fischer- Tropsch. La tecnología de
la presente invención se puede usar para cualquier proceso
catalítico donde deban ser transferidos uno o más componentes de la
fase gaseosa a la fase líquida para la reacción en la superficie
del catalizador.
Un método de hidroprocesado en dos etapas, en el
que la primera etapa se hace funcionar en condiciones suficientes
para la retirada del azufre, nitrógeno, oxígeno y similares
(346,85ºC, 689 kPa) después de lo cual los contaminantes H_{2}S,
NH_{3} y agua son retirados, y después se hace funcionar un
reactor de segunda etapa en condiciones suficientes para la
saturación aromática.
El procedimiento de acuerdo con al menos uno de
los ejemplos anteriores, en el que además de hidrógeno, se mezcla
monóxido de carbono (CO) con el hidrógeno, y la mezcla se pone en
contacto con un catalizador de Fischer-Tropsch para
la síntesis de productos químicos hidrocarbonados.
De acuerdo con la presente invención, un
procedimiento mejorado de hidroprocesado, hidrotratamiento,
hidroacabado, hidrorefinación, y/o hidropirólisis catalítica a
presión proporciona la retirada de impurezas de aceites lubricantes
y ceras a una presión relativamente baja y con una mínima cantidad
de catalizador, reduciendo o eliminando la necesidad de reforzar la
presión del hidrógeno en disolución en el depósito del reactor, e
incrementando la solubilidad del hidrógeno añadiendo un diluyente o
un disolvente. Por ejemplo, un diluyente para un corte profundo es
el combustible diesel, y un diluyente para un corte ligero es el
pentano. Además, a la vez que se usa pentano como diluyente, se
puede conseguir una alta solubilidad. Además, usando el
procedimiento de la presente invención, se puede conseguir más que
un requerimiento estequiométrico del hidrógeno en disolución.
Además, utilizando el procedimiento de la presente invención, se
puede reducir el coste del depósito a presión y se puede usar el
catalizador en pequeños tubos en el reactor, y de este modo reducir
el coste. Además, utilizando el procedimiento de la presente
invención se puede ser capaz de eliminar la necesidad de un
compresor para la recirculación del hidrógeno.
Claims (21)
1. Un método para tratar una alimentación con
hidrógeno en un reactor, caracterizado porque el método
comprende al menos uno entre mezclar e inflamar el hidrógeno y la
alimentación a tratar en presencia de un disolvente o diluyente, de
tal modo que el porcentaje de hidrógeno en disolución es mayor que
el porcentaje de hidrógeno en la alimentación, y formar una mezcla
líquida alimentación/diluyente/hidrógeno de dos fases, y después
separar el exceso de gas hidrógeno de la mezcla líquida corriente
arriba del reactor.
2. El método de acuerdo con la reivindicación 1,
caracterizado porque el disolvente o diluyente se selecciona
del grupo de nafta pesada, butano, pentano, hidrocarburos ligeros,
destilados ligeros, nafta, diesel, GOV, petróleos hidroprocesados
previamente, o combinaciones de ellos.
3. El método de acuerdo con la reivindicación 2,
caracterizado porque la alimentación se selecciona del grupo
de petróleo, fracción de petróleo, destilado, aceite residual,
combustible diesel, petróleo desasfaltado, ceras, lubricantes.
4. Un método según la reivindicación 1,
caracterizado porque el método comprende las etapas de
mezclar una alimentación con un diluyente, saturar la mezcla
diluyente/alimentación con hidrógeno delante de un reactor y formar
una mezcla líquida alimentación/diluyente/hidrógeno de dos fases,
separar el exceso de gas hidrógeno de la mezcla líquida de dos
fases delante del reactor, hacer reaccionar la mezcla
alimentación/diluyente/hidrógeno con un catalizador en el reactor
para al menos uno entre saturar o retirar el azufre, nitrógeno,
oxígeno, metales o contaminantes, o para la reducción del peso
molecular o pirólisis catalítica a presión.
5. El método de acuerdo con la reivindicación 4,
caracterizado porque el reactor es mantenido a una presión
de entre 3447,38 - 34473,8 kPa.
6. El método de acuerdo con la reivindicación 5,
caracterizado porque el reactor se hace funcionar en
condiciones de disolución supercrítica, para que no haya límite de
solubilidad.
7. El método de acuerdo con la reivindicación 4,
caracterizado porque las reacciones tienen lugar en una
serie de dos o más reactores.
8. El método de acuerdo con la reivindicación 6,
caracterizado porque el método comprende además la etapa de
retirar calor del afluente del reactor, separar el diluyente de la
alimentación reaccionada, y recircular el diluyente hacia un punto
corriente arriba del reactor.
9. El método de acuerdo con la reivindicación 4,
caracterizado porque se usan reactores múltiples para
saturar o retirar el azufre, nitrógeno, oxígeno, metales o
contaminantes, o para la reducción del peso molecular o pirólisis
catalítica a presión.
10. El método de acuerdo con la reivindicación 4,
caracterizado porque una parte controlada de la alimentación
reaccionada se mezcla con la alimentación mezclada delante del
reactor.
11. El método de acuerdo con al menos una de las
reivindicaciones 7 y 9, caracterizado porque la primera
etapa se hace funcionar en condiciones suficientes para la retirada
del azufre, nitrógeno, oxígeno y contaminantes de la alimentación,
al menos 346,85ºC, 689,476 kPa, después de lo cual los
contaminantes H_{2}S, NH_{3} y agua son retirados, y después se
hace funcionar un reactor en una segunda etapa en condiciones
suficientes para la saturación aromática de la alimentación
procesada.
12. El método de acuerdo con al menos una de las
reivindicaciones 1 y 4, caracterizado porque, además de
hidrógeno, se mezcla CO (monóxido de carbono) con el hidrógeno, y
la mezcla alimentación/diluyente/hidrógeno/CO resultante se pone en
contacto con un catalizador de Fischer-Tropsch en el
reactor para la síntesis de productos químicos hidrocarbonados.
13. El método de acuerdo con la reivindicación 4,
caracterizado porque el reactor es mantenido a una presión
de entre 6894,76 - 20684,3 kPa.
14. El método de acuerdo con la reivindicación 3,
caracterizado porque el reactor es mantenido a una presión
de entre 3447,38 - 34473,8 kPa.
15. El método de acuerdo con la reivindicación 3,
caracterizado porque el reactor es mantenido a una presión
de entre 6894,76 - 20684,3 kPa.
16. El método de acuerdo con la reivindicación 3,
caracterizado porque el reactor se hace funcionar en
condiciones de disolución supercríticas, para que no haya límite de
solubilidad.
17. El método de acuerdo con la reivindicación 3,
caracterizado porque el proceso es un proceso multietapas
que usa una serie de dos o más reactores.
18. El método de acuerdo con la reivindicación
16, caracterizado porque el método comprende además la etapa
de retirar calor del afluente del reactor, separar el diluyente de
la alimentación reaccionada, y recircular el diluyente hacia un
punto corriente arriba del reactor.
19. El método de acuerdo con la reivindicación 3,
caracterizado porque se usan reactores múltiples para
saturar o retirar el azufre, nitrógeno, oxígeno, metales o
contaminantes, o para la reducción del peso molecular o pirólisis
catalítica a presión.
20. El método de acuerdo con la reivindicación 3,
caracterizado porque una parte controlada de la alimentación
reaccionada se mezcla con la alimentación mezclada delante del
reactor.
21. El método de acuerdo con al menos una de las
reivindicaciones 17 y 19, caracterizado porque la primera
etapa se hace funcionar en condiciones suficientes para la retirada
del azufre, nitrógeno, oxígeno y contaminantes de la alimentación,
al menos 346,85ºC, 689,476 kPa, después de lo cual los
contaminantes H_{2}S, NH_{3} y agua son retirados, y se hace
funcionar después un reactor en una segunda etapa en condiciones
suficientes para la saturación aromática de la alimentación
procesada.
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