MXPA04007000A

MXPA04007000A - Proceso para incrementar la presion parcial de hidrogeno en procesos de hidroprocesamiento.

Info

Publication number: MXPA04007000A
Application number: MXPA04007000A
Authority: MX
Inventors: Hassan Al-Abdulal Ali
Original assignee: Saudi Arabian Oil Co
Priority date: 2002-01-16
Filing date: 2003-01-10
Publication date: 2004-11-10
Also published as: KR20040099267A; EP1472187A1; CA2473712C; WO2003062148A1; US6740226B2; EP1472187B1; CN1642860B; MA27688A1; CN1642860A; AU2003210484B2; AR038181A1; CA2473712A1; MY127303A; KR100574690B1; BR0307181A; ECSP045231A; EP1472187A4; BRPI0307181B1; US20030132138A1

Abstract

En una unidad de hidropirolisis, los gases de desprendimiento del separador a alta presion se alimentan a la parte inferior de la zona de absorcion, en donde los gases de entrada se ponen en contacto a contracorriente con un solvente pobre. El solvente pobre absorbe afuera el metano, etano, propano, butanos y pentanos (C1+) contenidos del hidrogeno contenido. La corriente de gas superior de la zona de absorcion tipicamente contiene hidrogeno en una pureza de 90 a 98 % mol o incluso mayor, la cual se alimenta a la corriente de gas de reciclaje para proporcionar una pureza de hidrogeno en el rango de 96 a 99 % mol, por lo que proporciona un incremento en la eficiencia completa de la unidad de hidroprocesador. El proceso tambien puede emplearse con reactores de hidrotratamiento, hidrodesulforacion, hidrodesnitrogenacion e hidrodesalquilacion.

Description

PROCESO PARA INCREMENTAR LA PRESIÓN PARCIAL DE HIDRÓGENO EN PROCESOS DE HIDRO PROCESAMIENTO CAMPO DE LA INVENCIÓN Esta invención se refiere a mejoramientos en hidroprocesos, tal como hidropirólisis e hidrotratamiento, utilizados en operaciones de refinería, para producir destilados intermedios, incluyendo combustibles de diesel y chorro.

ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN En procesos para la conversión catalítica de un depósito de alimentación de hidrocarburo, es común el paso de reciclar una fase de gas o vapor rico en hidrógeno, separada del chorro de zona de reacción. Las razones prácticas para utilizar este paso reside en mantener tanto la actividad y estabilidad de operación del catalizador que se utiliza en el proceso. En procesos que producen hidrógeno, tal como reformado catalítico, el hidrógeno superior al requerido para la corriente de alimentación de reciclaje, se recupera y se utiliza en otros procesos integrados en la refinería en su conjunto. Por ejemplo, el exceso de hidrógeno de una unidad de reformación catalítica, regularmente se emplea como el hidrógeno de composición en un proceso de hidropirólisis donde la reacción principal es consumidora de hidrógeno. Sin tener en cuenta el proceso particular, el hidrógeno reciclado generalmente se obtiene enfriando el chorro de producto de reacción total a una temperatura que está en el rango de alrededor de 60°F (1 5.6°C) a alrededor de 140°F (60°C) e introduciendo el chorro enfriado en una zona de separación de vapor-líquido. La fase de vapor recuperada que se necesita para satisfacer el requerimiento de hidrógeno de la zona de reacción , se recicla y se combina con el depósito de alimentación de hidrocarburo más arriba de la zona dé reacción. La técnica reconoce la importancia de mejorar la pureza del hidrógeno en la corriente de reciclaje de los hidroprocesadores, tal como unidades de hidropirólisis e hidrotratamiento. Por consiguiente, el objetivo de la técnica es proporcionar eficiencias incrementadas de utilización de hidrógeno con menor consumo de energía adicional y sin efectos deletéreos indebidos en el mantenimiento u operación del equipo de hidropirólisis. También se reconoce que incrementado el uso eficiente del hidrógeno, se puede emplear el equipo existente para incrementar el paso del depósito de alimentación e incrementar la producción de C5 e hidrocarburos más altos. Otra ventaja obvia para la utilización más eficiente del hidrógeno, es la reducción de la cantidad de hidrógeno que se debe producir por, por ejemplo, una planta de hidrógeno para asegurar que la zona de hidroprocesamiento tenga suficiente hidrógeno de pureza adecuada para permitir al hidroprocesamiento continuar de la forma más ventajosa. Ver, por ejemplo P. U.S . 4,362,613 publicada el 7 de Diciembre de 1 982 ¡para Monsanto Company. En un proceso de hidropirólisis convencional, se mezcla un aceite gas de vacío pesado (AGO), el cual se puede mezclar de forma adicional con aceite demetalizado (ADM) o aceite gas-coque, con gas de hidrógeno para formar una corriente de alimentación que se introduce bajo presión en la parte de arriba de un reactor catalítico. El líquido AGO y la mezcla de hidrógeno gaseoso pasan de forma descendente a través de una o más bases catalizadoras. Con presión parcial más alta del hidrógeno en la corriente de alimentación del reactor, mayor será la eficiencia con la cual el depósito de alimentación de hidrocarburo más pesado se convierte en los productos de destilado intermedios más ligeros deseados, tal como combustible diesel y combustible efluente. Después de pasar a través del catalizador, el chorro de reactor caliente se enfría y pasa a un separador de presión alta del cual la corriente de producto líquido que elimina y, si se desea, puede ser sujeto a otro fraccionamiento. Los gases de desprendimiento del separador de AP contienen hidrógeno e hidrocarburos d a C5. Estos gases de desprendimiento pueden contener por ejemplo alrededor de 78 hasta 82 por ciento mol (mol%) de hidrógeno. En los procesos convencionales de la técnica anterior, los gases de desprendimiento se combinan con una corriente de hidrógeno de composición que típicamente está disponible de 96 a 99 mol% de pureza. El gas de reciclaje y, si es necesario, las corrientes de hidrógeno de composición se comprimen y combinan con el depósito de alimentación líquida en la entrada del reactor de hidropirólisis. Una parte de hasta el 2% de los gases de desprendimiento del separador de alta presión se purgan para el sistema de gas de combustible de refinería para evitar la creación de los productos de hidrocarburo ligero en la curva de recirculación de gas de reactor. Si la alimentación de AGO pesada es acida, es decir, si contiene azufre, la corriente de gas efluente separado contendrá H2S además del hidrógeno e hidrocarburos de Ci a C5. Con el propósito de evitar la creación de H2S en la curva de recirculación de gas de reactor, los gases de desprendimiento se ponen en contacto con una solución de amina para qu ita r el H2S y suavizar la corriente de gas. Una parte de los gases de desprendimiento de presión baja suavizados, se purgan para el sistema de gas de combustible de refinería , para evitar la creación de hidrocarbu ros Ci a C5 en la cu rva de recirculación de gas de reactor. Los gases recirculados suavizados restantes, se combinan con hidrógeno de composición, comprimido y pasado a la entrada de reactor como parte de la alimentación de hidroprocesador. Dependiendo del contenido de H2S del gas ácido que sale del reactor, la concentración de hid rógeno de la corriente de gas de recircu lación suavizada se puede incrementar a, por ejemplo de 80 a 84 mol% de hidrógeno. El tipo de depósito de alimentación a ser procesado , requerimientos de calidad de producto, y la cantidad de conversión para una duración de ciclo de catalizador especifico , determina la presión parcial de hidrógeno requerida para la operación de ambos tipos de unidades de hidroprocesamiento , es decir, unidades de hidropirólisis e hid rotratador. La presión de operación de la unidad y la pureza de gas de reciclaje, determinan la presión ¡parcial de hidrógeno de la unidad de hid roprocesamiento. Dado que existe control limitado sobre la composición del gas de desprendimiento del separador de AP hacia arriba , la composición de hidrógeno del gas de desprendimiento reciclado , limita la presión parcial de hidrógeno finalmente entregada al reactor de «hidroprocesamiento. Una presión parcial de hidrógeno relativamente menor en la corriente de gas de reciclado efectivamente disminuye la presión parcial del componente de entrada del gas hidrógeno al reactor y, por consiguiente afecta de forma adversa el desempeño de la operación con respecto a la calidad y cantidad de destilado, duración del ciclo del catalizador, capacidad de procesamiento de alimentación más pesado, capacidad de operación y formación de coque. Para compensar el desempeño menor, la presión de operación del reactor de hidroprocesamiento se tiene que incrementar. A la inversa, incrementado la eficiencia de la recuperación de gas hidrógeno y composición de hidrógeno, la presión parcial de hidrógeno de la corriente de gas de reciclado mejora , por ello mejorando el desempeño total del reactor de hidroprocesamiento cuando se mide por medio de estos parámetros. la práctica de los procesos de la técnica anterior, existen únicamente cuatro formas conocidas para mejorar la presión parcial de hidrógeno en la unidad de hidropirólisis o hidrotratador. Estas son como sigue: 1 incrementar la pureza del hidrógeno de la corriente de composición de la unidad de hidrógeno; 2 purgar o descargar el gas del separador de alta presión ; 3 reducir la temperatura en el separador de alta presión para reducir el arribo de hidrocarburos ligeros en el gas de reciclado, y 4 mejorar la pureza del hidrógeno del gas de reciclado. Todos los métodos antes mencionados tienen una capacidad muy limitada para mejorar el desempeño de una unidad existente. Si la planta de hidrógeno optimiza la pureza del hidrógeno de composición, será en el rango de 96 a 99 mol%. Dado que el índice de fluido de composición H2 de pureza alta es típicamente solo alrededor de una tercera o menos del total del hidrógeno combinado alimentado al reactor de hidroprocesamiento a través de la recirculación del gas reciclado de desprendimiento, el mejoramiento total en el pureza de H2 o concentración del reciclado combinado y corrientes de gas de composición, es limitado. Purgar o descargar los gases del separador de AP, dará como resultado la pérdida de algo del hidrógeno en el circuito, el cual eventualmente debe ser reemplazado, por ello colocando una mayor demanda sobre la unidad de producción de hidrógeno. El alcance al cual la temperatura del separador se puede disminuir, es limitado por la naturaleza del proceso y este cambio tiene, en cualquier evento, un efecto relativamente menor en la pureza H2 del gas reciclado. Se ha reconocido que de la mayoría de los gases de hidrocarburo diferentes, el hidrógeno tiene la propiedad única de incrementar su solubilidad en los líquidos de hidrocarburo con un incremento en la temperatura. Por ejemplo, la solubilidad del hidrógeno en un aceite particular a 900°F (482.2°C) puede ser cinco veces tan grande como su solubilidad en el mismo aceite a 100°F (37.8°C). Esta característica se utiliza en un proceso que se revela en la P. U.S. 3,444,072 para Lehman, donde la pérdida de hidrógeno disuelto en el chorro líquido de una unidad de hidrogenación de alta presión se minimiza ¡mediante la separación del chorro de vapor del chorro líquido en aproximadamente una temperatura y presión de reacción, y de forma subsiguiente despidiendo el chorro líquido en temperatura de reacción de forma sustancial, pero en una presión menor. La corriente efluente gaseosa se enfría a temperatura ambiente y luego se pone en contacto con un absorbedor, donde contacta aceite absorbedor en el fluido de contracorriente. Está específicamente establecido que el aceite absorbedor no es subsiguientemente despedido, porque a temperatura ambiente la solubilidad del hidrógeno en el aceite absorbente, no es significativa, en comparación a los volúmenes totales del hidrógeno en el sistema de operación. La corriente de gas absorbedor de arriba de manera informada contiene de 70-80 volumen% de hidrógeno, el cual regresa al reactor en la corriente de gas reciclado y se combina con el hidrógeno de composición . El mejoramiento limitado que ofrece Lehman, no cambia significativamente la presión parcial del hidrógeno. Aunque se han propuesto una variedad de procesos y se ha aceptado que tienen la .intención de mejorar la eficiencia en la utilización del hidrógeno incrementado la pureza del hidrógeno en la corriente de gas reciclado, típicamente estos procesos dan como resultado costos de equipo adicionales significativos y/o requieren cambios significativos en las condiciones de operación, tal como temperatura y presión. El resultado de los cambios para el ciclo del proceso total, es gastos de operación y de capital incrementados. Un proceso que se ha adoptado para mejorar ila pureza del hidrógeno de la corriente de reciclado, es la adsorción de balanceo de presión (ABP). Ver, por ejemplo, PUS 4,4,57,384 publicada el 3 de Julio de 1 984 para Lu mmus Crest, I nc. Sin embargo, con el propósito de incorporar el proceso ABP, se debe reducir la presión de la corriente de gas efluente de reactor de 2,450 psig ( 1 72.2 kg/cm2g) a 350 psig (24.6 kg/cm2g). Aunque se puede incrementar la pureza del hidrógeno reciclado a 99 mol% , el gas reciclado se debe someter a compresión para regresarlo a 2, 500 psig ( 175.8 kg/cm2g), antes de su introducción a la corriente de alimentación del hidroprocesador. El resultado neto es que los costos de capital, de operación y de ma ntenimiento se incrementan su bstancialmente por la adición de un compresor grande que se req uiere en el proceso ABP. Los procesos de la técnica anterior como se describen en PUS 4,362 ,61 3 para MacLean, ha n utilizado membranas con descensos de presión hasta 1 50 atmósferas, lo cual incurre en inversión de capital y costos de operación sustanciales. Por consiguiente, es un objetivo de esta invención proporcionar un proceso mejorado para acrecentar la eficiencia de la uti lización del hidrógeno, a través de medios que son compatibles con las un idades de hid roprocesamiento que existen y que no afectan de forma adversa el desempeño del hidroprocesamiento o la economía total del sistema , incluyendo gastos de capital y gastos de operación , éstos ú ltimos incluyendo mantenimiento y consu mo de energía . Como previamente se apunto, la eficiencia de operación total del reactor de hidroprocesamiento se puede incrementar si la presión parcial del gas hidrógeno en ía alimentación al reactor se puede incrementar. Por lo tanto, es otro objetivo de la presente invención, mejorar el desempeño de operación de las unidades de hidroprocesamiento incrementando la capacidad de desempeño de los reactores de hidropirólisis e hidrotratamiento. Otro objetivo de esta invención es mejorar las características de operación para el hidrotratamiento e hidroprecesamiento en las unidades de refinería que manejan aceites más pesados. Otro objetivo más de esta invención es proporcionar eficiencia incrementada de la utilización del hidrógeno en proceso de hidrogenación de presión alta, mientras que se minimiza los gastos de capital por equipo adicional y sus gastos de operación relacionados. Todavía otro objetivo de esta invención, es incrementar la calidad y el índice de producción de los destilados intermedios bajos en azufre, tal como combustibles diesel y efluente, obtenidos de las unidades de hidroprocesamiento operadas de acuerdo con la invención. Como se utiliza aquí, los términos "rico en hidrógeno" y "Ci +", tienen la intención de representar el hidrógeno relativo y concentraciones Ci+ en una corriente particular, en comparación al hidrógeno y concentraciones Ci+ en otras corrientes, en el proceso de la presente invención. Los términos "hidroprocesamiento" e "hidroprocesador", se debe entender que incluyen hidroprocesos, tal como reactores de hidrotratamiento, hidropirólisis, hidrodesulforación, hidrodesnitrogenación e hidrodesalquilación.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN El proceso mejorado de esta invención se puede emplear con reactores de hidrotratamiento, hidropirílisis, hidrodesulforación, hidrodesnitrogenación e hidrodesalquilación. En el proceso mejorado para una unidad de hidropirólisis, los gases de desprendimiento del separador de alta presión (Separador AP), se alimentan por la parte baja de una zona de absorción, donde todos ios gases se contactan en a contracorriente con un solvente pobre. El solvente pobre absorbe el contenido metano, etano, propano, butanos y pentanos (Ci+) del hidrógeno contenido. La corriente de gas de arriba de la zona de absorción, típicamente contiene hidrógeno en una pureza de 90 a 98 mol%, o incluso más alto. La presión parcial del hidrógeno en la corriente de gas reciclado, es significativamente mejorada con la pureza del hidrógeno en el rango de 96 a 99 mol%, mediando la absorción de los componentes hidrocarburo (C^+) de la corriente de gas de desprendimiento del Separador de AP. El incremento en la presión parcial del hidrógeno del componente de entrada del gas hidrógeno al hidropirólisis da como resultado un incremento en la eficiencia total de la unidad hidroprocesadora. El solvente rico de la zona de absorción que contiene los componentes Ci+ presentes en la corriente de gas de desprendimiento del Separador de AP, se regenera de último momento para formar un solvente pobre de acuerdo con las Patentes de U.S. Nos. 4,740,222; 4,832,718, 5,462,583, 5,546,764 y 5,551,972, los descubrimientos de las cuales se incorporan aquí como referencia. El solvente pobre, predominantemente comprende los h idrocarburos C4 a C5, y es regresado a la parte alta de la zona de absorción (absorbedor metano). Se conoce por la técnica anterior de la descripción del Mehra Process® que se revela en la PUS 5 , 551 ,972, y otras, que el inventario de solvente líq uido pobre que se requiere para suministrar la alimentación a la zona de absorción , se puede mantener y estabilizar controlando las temperaturas en la salida de los enfriadores líquidos. Por consiguiente, mediante el monitoreo de las existencias de solvente , el volumen de la corriente de solvente líquido que se pierde debido a que el equilibrio en las condiciones de operación , dentro de la zona de absorción de la corriente de solvente pobre que entra a la zona de absorción, está hecho igual a los componentes C4 a C5 presentes en la corriente de gas de desprendimiento del Separador AP . Manteniendo este balance, no se requiere solvente de composición para abastecer el inventario, una vez que el proceso se ha alcanzado en condiciones de operación, establecidas y constantes. Algu nas ventajas importantes de utilizar el Proceso Mehra en el proceso de la presente invención , están relacionadas a ahorros en los costos de capital y de operación . El solvente l íquido se regenera despidiendo la corriente de los fondos de la zona de absorción, para reducir la presión en uno o más tambores de despido conectados en serie, sin calor externo añadido. Después del baño inicial del solvente encargado para iniciar el proceso de la invención , no se requiere solvente externo, dado que el solvente de a bsorción consiste ¡predominantemente de componentes pesados suministrados por, o presentes en la alimentación hidrocarburo para la zona de absorción. La eliminación de la necesidad de introducir solvente externo al sistema hidroprocesador, elimina la posibilidad de contaminación de la alimentación de reactor y catalizador. Esto además reduce la inversión de capital y los costos de operación, debido al almacenamiento de solvente no se requieren facilidades de bombeo y medición. También se eliminan los costos y equipo asociado con la compra, recepción, almacenamiento y cargo del solvente de composición. Estas ventajas y ahorros en los costos son particularmente significativas para las unidades de hidroprocesamiento localizadas en áreas remotas. Cuando la alimentación de hidrocarburo líquido más pesado para el hidropirólisis contiene compuestos de azufre, el H2S efluente presente en los gases de desprendimiento del Separador de AP, también son absorbidos junto con los componentes C + de la corriente de gas reciclado H2 y llevados en al corriente rica en solvente de la zona de absorción. Los gases absorbidos presentes en el solvente rico de la zona de absorción se separan en los tambores de regeneración de despido de solvente del Proceso Mehra y contienen H2S. El H2S contenido en los componentes Ci+ ácidos separados, puede ser convenientemente separado por medio de tratamiento amino en una unidad de tratamiento significativamente más pequeña. En comparación a los métodos conocidos de la técnica anterior, la invención requiere una unidad de tratamiento amino significativamente menor que la que se requeriría en el proceso convencional para el tratamiento de la corriente de gases de despido del separador AP. Esto es porque el volumen de gas que contiene el sulfuro de hidrógeno ha sido reducido grandemente por la separación anterior y eliminado del componente hidrógeno. De acuerdo con el proceso de esta invención, la presión parcial hidrógeno del gas reciclado se incrementa. En una operación de unidad típica que utiliza el proceso de esta invención, la concentración de hidrógeno se pude incrementar de alrededor de 84 mol% que se alcanzó en el proceso de al técnica anterior, a un valor de 90 a 99 mol%, o incluso más alto. Este mejoramiento es equivalente a un incremento de 6 a 15 mol% en la pureza del hidrógeno. En unidades que operan en alrededor de 2,400 psig (168.7 kg/cm2g), para un incremento de 13 moi% en la pureza de hidrógeno, el incremento en la presión parcial de hidrógeno es alrededor de 31 2 psi (21 .9 kg/cm2). Este incremento en la pureza del gas reciclado atribuible a la práctica del método de la presente invención, produce las siguientes ventajas en la operación de la unidad: 1 . producciones de producto mayores; 2. mejor calidad de destilado; 3. duración del ciclo del catalizador más grande; 4. capacidad de procesamiento de alimentación más pesado; 5. capacidad de conversión más alta; 6. eliminación de la formación de coque; y 7. distribución de alimentación mejorada sobre la base del catalizador. El significado y efecto de estas ventajas se discutirán más adelante en el contexto de una unidad de hidropirólisis. 1 . Producciones de Producto Mayores Operar en presiones parciales de hidrógeno más altas da como resultado temperaturas de arranque menores (TA), y una temperatura de base promedio menor desde el principio hasta el final del ciclo. Haciéndolo, se incrementará la producción de producto líquido por alrededor de 4% y reduce la hechura de gas de menor valor. 2. Calidad de Destilado Mejor La presión parcial del hidrógeno más alta mejora la calidad del chorro, diesel y aceite no convertido. El mejoramiento estimado en la calidad del producto mediante el incremento de la presión parcial del hidrógeno por 312 psi (21 .9 kg/cm2), se estima como sigue: a. Número de Cetano mejorado por alrededor de 3 a 4; y b. Punto anilina mejorado por alrededor de 1 3°F (7.2°C) a 1 7°F (9.4°C). 3. Duración del Ciclo del Catalizador más Grande La presión parcial del hidrógeno más alta, da como resultado un incremento en la duración del ciclo del catalizador. La duración del ciclo del catalizador se determina por cualquier unidad dada por la temperatura de Arranque (A) y la de Terminación (T) y el índice de desactivación del catalizador. La temperatura de A es una función de la actividad del catalizador, presión de unidad y el tipo de alimentación que se esta procesando. La duración del ciclo del catalizador también es una función de la estabilidad del catalizador, la cual se mide en términos del índice de desactivación (°C o °F por mes). La temperatura de T se determina por la metalurgia del reactor o la economía de la unidad (producción). El incremento de la presión parcial del hidrógeno por 312 psi (21 .9 kg/cm2), produce los siguientes beneficios: a. Estabilidad del catalizador mejorada (índice de desactivación relativa) por alrededor de 70%. Este es un mejoramiento mayor para la duración del ciclo del catalizador. En una unidad con 2 años de duración de ciclo, el mejoramiento incrementará la duración del ciclo a más de 3 años. b. Temperatura de A se disminuirá por alrededor de 5°C a 6°C (9°F a 1 1 °F), lo cual equivale a alrededor de 2 a 3 meses de incremento en la duración del ciclo, dependiendo del índice de desactivación del catalizador. c. La Actividad del Catalizador, medida en temperatura delta requerida, se mejorará por alrededor de 1 °C (1 .8°F) a 1 .5°C (2.7°F) por cada 1 0 psi (0.7 kg/cm2). Por consiguiente, con un incremento de 312 psi (21 .9 kg/cm2) en la presión parcial de hidrógeno, el mejoramiento total será de alrededor de 30°C (54°F) a 35gC (63°F) en temperatura de base promedio. Todos estos factores esta relacionados, pero no acumulados, y el incremento total en la duración del ciclo para una unidad de duración de ciclo de 2años será de alrededor de un año en la duración del ciclo para la unidad. Por consiguiente, se alcanza un incremento del 50% en la producción. 4. Capacidad de Procesamiento de Alimentación mas Pesado El incremento en la presión parcial del hidrógeno permite a la unidad pasar una alimentación más pesada. Por ejemplo, donde la alimentación de hidropirólisis está limitada a 15% ADM 85% AGO bajo condiciones de la técnica anterior, este porcentaje se puede incrementar con la presión parcial de hidrógeno más alta, que se obtiene a través de la práctica de la invención. Mientras que el catalizador particular empleado tendrá un efecto en la cantidad del incremento, se puede esperar un incremento mínimo de alrededor de 5% en la capacidad de procesamiento ADM, es decir, 20% ADM, 80% GV. 5. Capacidad de Conversión mas Alta Con la presión parcial de hidrógeno mejorada, la conversión de hidropirólisis se puede incrementar de 96% a 98% De forma adicional, se reducirá la construcción de aromáticos poli nucleares (APN) y consecuentemente la corriente de arrastre será menor. 6. Eliminación de la Formación de Coque La tendencia de formar coque se reduce substancialmente con un incremento en la presión parcial de hidrógeno en el reactor. La disponibilidad de más hidrógeno reduce la condensación de hidrocarburo en los poros del catalizador y de forma subsiguiente el taponeo de los lugares activos en el catalizador. 7. Distribución de Alimentación Mejorada Sobre la Base del Catalizador Con la presión parcial de hidrógeno más alta, la distribución de alimentación se mejora substancialmente debido al tamaño molecular menor de los gases, lo cual a su vez reduce significativamente la mala distribución del fluido y la formación de puntos de calor en el reactor. Como será evidente para un experto común en la técnica del análisis de arriba, también son significativos los beneficios financieros asociados con la práctica de la invención. Por ejemplo, un hidropirólisis típico con una capacidad estimada en 30,000 BPD, puede alcanzar un mejoramiento en los ingresos anuales totales de la incorporación de alrededor de $17 MM/año en dólares corrientes, adoptando el proceso de esta invención.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS La invención se describirá más adelante con referencia a los dibujos anexos, en los cuales los elementos similares son referidos con los mismos números y donde: FIG. 1 es una representación esquemática simplificada de una planta de hidropirólisis de la técnica anterior; FIG. 2 es una representación esquemática de una planta de hidropirólisis típica de la técnica anterior similar a la Fig. 1 con la adición de una unidad de tratamiento de gas ácido, para eliminar el sulfuro de hidrógeno de la corriente de gas reciclado. FIG. 3 es una representación esquemática de una modalidad de una planta de hidropirólisis mejorada, de acuerdo con la invención; y FIG. 4 es una representación esquemática de otra modalidad de una planta de hidropirólisis similar a la Fig. 3, la cual incluye una zona de tratamiento de gas ácido para eliminar el sulfuro de hidrógeno de la corriente de gas de proceso.

DESCRIPCIÓN DETALLADA DE LAS MODALIDADES PREFERENTES Dado que la invención proporciona un mejoramiento sustancial sobre los procesos de la técnica anterior, es apropiado describir un hidroproceso representativo y típico como se practica actualmente, y para relacionar sus limitaciones con el propósito de proporcionar un mejor entendimiento y apreciación de las ventajas de esta invención . En este contexto, las Figs. 1 y 2 se proporcionan como ilustraciones esquemáticas de las unidades de hidropiróiisis de la técnica anterior de un tipo utilizado para proporcionar destilados intermedios, tal como el combustible diesel y combusti ble efluente. Como se entenderá por aquellos de experiencia ordinaria en la técnica, son posibles varias modificaciones al proceso, aparato, catalizadores y condiciones y pasos de operación, dentro de los elementos básicos de la operación de la unidad descrita . En este respecto, están disponibles de forma comercial un número de paquetes de tecnolog ía de hidropiróiisis competitivos, de ingeniería petrolífera y compañías de refinería. Muchos de estos procesos comerciales son de conveniencia y están específica mente diseñadas y adaptadas para utilizar bajo Condiciones de operación particulares y con depósitos de alimentación específicos. La siguiente descripción de los procesos de hidropiróiisis de la técnica anterior tiene la intención de ser general e ilustrativa para u n experto ordinario en la técnica.

Con referencia a la Fig. 1 , se muestra de forma esquemática un reactor de hidropirólisis 10 que contiene un catalizador 12 que recibe una corriente de depósito de administración 14 formado de (a) un componente líquido de hidrocarburo pesado 16 que se comprime de aceite de gas de vacío (AGOV) y aceite demetalizado (ADM), y (b) un componente de entrada de gas de hidrógeno 18. El componente de entrada de gas de hidrógeno 18 comprende una corriente de gas de reciclado 28 y una corriente de gas de composición 30, este último típicamente se origina en una unidad de generación de hidrógeno (no mostrada) que está dedicada, al menos en parte, para esta corriente de composición. Por consiguiente, la capacidad de diseño de la unidad de generación de hidrógeno debe ser lo suficiente grande para satisfacer los requerimientos máximos del reactor 1 0, tomando en cuenta la cantidad o pureza del hidrógeno proporcionado por la corriente de reciclado 28 con la cual se combina para formar el componente de alimentación de hidrógeno 18. Por consiguiente, cualquier mejoramiento en la pureza del hidrógeno en la corriente de gas reciclado tendrá un efecto positivo de la eficiencia total de la unidad de operación a través de la corriente de entrada de hidrógeno 18, unida la corriente de alimentación de reactor 14 y el reactor de hidropirólisis 10, utilizando el catalizador 12. La corriente efluente de reactor 19 es, al menos una corriente de dos fases que contiene vapor de hidrocarburo craqueado y líquido de hidrocarburo craqueado e hidrógeno no reaccionado. La corriente efluente de reactor 1 9 pasa a un separador de alta presión (Separador de AP) 20, el cual opera en una presión únicamente reducida ligeramente reducido de ese del reactor 10. En u na operación de hidropirólisis típica , el reactor se mantiene al alrededor de 2,500 psig (175.8 kg/cm2g) y el separador de AP opera en alrededor de 2400 psig (168.7 kg/cm2g) . La corriente líquida 22 removida del Separador de AP 20 , contiene los productos hidropiroleados y es pasada para producir fraccionamiento. La corriente de vapor 24 retirada del separador de AP 20, contiene el hidrógeno no reaccionado, asi como una proporción menor de metano, etano, propano, butanos y pentanos, algunas veces referidos más adelante como Ci +. Los gases despedidos del Separador de AP 20 en la corriente 24 contiene por ejemplo de alrededor de 78-82 mol% de h idrógeno . En la ilustración de la Fig . 1 , el proceso también incluye una desviación de una parte de la corriente de gas de presión alta 24 en la forma de corriente de gas de purga 26. La corriente de gas de purga se requiere para eliminar una parte del hidrocarburo d + para evita r una construcción de estos componentes en el sistema. Sin embargo , se entenderá que la corriente de gas de purga es aproximadamente 80 mol% de hidrógeno, y que este hidrógeno se pierde del sistema, y que debe ser reemplazado por la corriente de hidrógeno de composición 30. Continuando la referencia a la Fig . 1 , la corriente de gas reciclado reducida 28, se combina con la corriente de gas de hidrógeno de composición 30, para formar la corriente de componente de alimentación de entrada de hidrógeno 1 8 a limentada al reactor 10 a través de corriente 14. La corriente de gas de hidrógeno de composición 30 típicamente se suministra en una pureza de 96 a 99 mol% de hidrógeno. La corriente de componente de entrada combinada 18 del proceso de la técnica anterior puede contener de 82-86 mol% de hidrógeno, y típicamente promedia alrededor de 84 mol% de hidrógeno. En un sistema de hidropirolisis típico (no mostrado en las Figuras 1 , 2, 3 y 4, pero que se conoce por un experto común en la técnica), el sistema emplea uno de los siguientes: 1 . la corriente efluente de reactor 19 se enfría a temperaturas ambientes previo a la separación de líquido-vapor en el Separador de AP 20, y los gases separados a temperatura ambiente se convierten en la corriente bajo gas hidrógeno reciclado 28, y los fluidos de producto líquido a temperatura ambiente como parte de la corriente 22 para producir fraccionamiento; o 2. el Separador de AP es un separador de temperatura alta y de presión alta , y los gases separados en la corriente 24 más adelante se enfrían a temperaturas ambientes y cualquier líquido condensado producido por el enfriamiento, se separan de los gases de temperatura ambiente en un separador (TAAP) de temperatura ambiente de alta presión (que no se muestra), por ello formando la corriente de gas reciclado de temperatura ambiente bajo ' la corriente 28 y los líquidos de temperatura ambiente separados en el flujo de separador TAAP para producir fraccionamiento como bajo la corriente 22; o 3. una combinación de los pasos 1 y 2 del proceso de arriba, que comprende enfriamiento parcial y separación parcial con el objetivo de separar una corriente bajo la corriente de gas de hidrógeno de reciclado de temperatura ambiente de alta presión 28. Dependiendo de las presiones relativas de cada corriente, las corrientes de composición y las corrientes de gas de reciclado están comúnmente combinadas ya sea en un compresor de una fase o multi fase 40 corriente arriba del reactor 1 0. La corriente de gas reciclado 28 entra al compresor en alrededor de 2,400 psig (168.7 kg/cm2g) y 100 a 140°F (37.8 a 60°C). El componente de gas de hidrógeno combinado sale del compresor en la presión de operación del reactor, la cual en el ejemplo representativo es de alrededor de 2,500 psig (175.8 kg/cm2g).

Eliminación del Azufre de la Técnica Anterior Si el componente líquido de hidrocarburo pesado que es alimentado al hidropiroleador incluye compuestos que contienen azufre, como es más común, la corriente de gas de despido 24 contendrá una parte menor de gas sulfuro hidrógeno. Con el propósito de evitar una construcción de sulfuro de hidrógeno en el sistema y sus efectos perjudiciales en el catalizador, se debe eliminar. Como se ilustró de forma esquemática en el proceso de ila técn ica anterior de ila Fig. 2, esta corriente de gas de desprendimiento ácida completa 24S se pasa a una zona de contacto amino 50. El gas de despido ácido 24S típicamente está contactado con una solución de amina de fluido de corriente contraria , la solución de amina pobre 54 entra por la parte de arriba de interru ptor 50 y la solución de amina rica 52 que contiene al azufre es separada de la parte inferior de la zona 50. En un procesamiento posterior de la solución de amina rica 52, el cual no forma parte de la presente invención , el azufre es eventualmente recuperado por su valor comercial como azufre elemental, y la solución de amina pobre suave regenerada se regresa como corriente 54 a la zona 50. Continuando la referencia a la Fig. 2, la corriente de gas reciclada suave 25 que deja la zona 50, contiene por ejemplo de alrededor de 80 a 84 mol% de h idrógeno, la pureza de forma relativa se ha incrementado mediante la separación del componente sulfuro hidrógeno ácido. En un proceso típico, una parte menor del gas reciclado suave se separa como corriente de gas de purga 56. El gas de purga se puede utilizar como combustible de refinería o procesado después, dichos pasos de proceso no forman parte de la presente invención. Sin embargo, como en el ejemplo de la Fig . 1 , el gas de purga también contiene hidrógeno, el cual se pierde a la operación de unidad, y se debe reemplazar en la corriente de composición 30. La corriente de gas reciclada que queda 27 corriente abajo del gas de purga separado, se pasa a un compresor 40, y este y los pasos de procesa miento subsiguientes son esencialmente los mismos q ue se describen arriben en relación a la Fig. 1 .

Se entenderá que la corriente componente de entrada de gas hidrógeno 18 de la Fig. 2, típicamente tendrá una pureza que está en el extremo superior de 82 a 86 mol% del rango hidrógeno, debido a la pureza relativamente superior de la corriente de gas reciclada suave 27 , cuando se com para a la corriente de gas reciclada 28 de la Fig . 1 . En ambos procesos de la técnica anterior descritos con referencia a las Figs. 1 y 2 , el balance de los gases en las corrientes de reciclado 28 y 27 son respectivamente , hidrocarburos Ci a C5 principalmente. Esto gases pasan a través del separador de AP 20 y crecen en el sistema . El acercamiento estándar de este problema mediante la técnica anterior ha sido para purgar una pequeña parte de la corriente de gas reciclado, la cual como se anotó previamente, tambié n da como resultado una pérdida de h idrógeno del sistema. En los procesos de la técnica anterior típicos, tal como aquellos descritos con referencia a las Figs. 1 y 2 , las corrientes de prod ucto líquido de alta presión separadas como se representa por medio de la corriente 22 , si están en temperaturas altas o temperaturas ambiente, se enfrían de forma convencional y descienden en la presión con el propósito de separar los hidrocarburos más ligeros del producto líquido de hidrocarbu ro piroleado, tal separación toma lugar en sepa radores de l íquido-vapor de presión baja (PB) para producir gases PB y l íquidos de PB separados. Se debe entender que tales gases PB contienen hidrógeno y se pueden comprimir y reciclar de vuelta al reactor 10 después del procesamiento a través del compresor 40 a través de Ja corriente 18 y corriente 14. Además se debe entender que esta config uración de proceso de operación es muy conveniente para el mejoramiento del proceso de esta invención. Una primera modalidad preferente de la invención se describirá con referencia a la Fig. 3. Se entenderá que el reactor del proceso 10 y el separador AP 20 operan bajo condiciones como las que se describen arriba con referencia a las Figs. 1 y 2, respectivamente. Se utilizan los mismos número de referencia para describir elementos comunes y corrientes de proceso parecidos. De acuerdo con el proceso mejorado de esta invención, el chorro del reactor de hidroprocesamiento 10 pasa a través de un separador de alta presión 20 del cual la corriente de líquido efluente 22 y el gas efluente o corriente de vapor 24 se eliminan, como se describe arriba. La corriente de gas efluente de temperatura ambiente 24 comprende hidrógeno no reaccionado y metano e hidrocarburos más pesados, los últimos componentes referidos como Ci + . La corriente de gas de temperatura ambiente 24 se enfría pasando a través de un intercambiador de calor 60 y un enfriador refrigerante 61 a una temperatura en el rango de entre 30°F (-1.1°C) y -40°F (-40°C), preferentemente en el rango de temperatura de 0°F (-17.8°C) y -20°F (-28.9°C), y más preferentemente en el rango de temperatura de -10°F (-23.3°C) y - 5°F (-26.1°C). El límite de temperatura menor se determina por la metalurgia de acero de carbón conveniente para el sistema de refinería. La corriente de gas efluente enfriada 25 y cualquier condensado líquido formado por el proceso de enfriamiento en los intercambiadores de calor 60 y 61, se contacta en la contra corriente con una corriente solvente líquido pobre 74 en una zona de absorción 70 , por ello el metano y los hidrocarburos más pesados se absorben de la corriente de gas enfriada 25 para producir una corriente de gas rica en hidrógeno 76 que contiene hidrógeno en una pureza de 90 a 99 mol% o más alto . El chorro de líquido de la zona de absorción 70 es una corriente solvente l íquida rica 72 q ue contiene los hidrocarburos Ci + absorbidos presentes en la corriente 24. La corriente de gas rica en hidrógeno 76, que constituye la corriente de gas reciclada , enfría los gases de despido de temperatura ambiente 24 del Separador AP 20 en el intercambiador de calor 60. Dependiendo de las presiones relativas de la corriente 76 y la corriente 30, la corriente reciclada rica en hidrógeno 76, se combina con la corriente de composición de hidrógeno 30, ya sea después del compresor 40 o comprimido junto con el compresor 40 y forma la corriente de entrada de hidrógeno 1 8 que se añade a la corriente de alimentación de reactor 1 6 en una presión de operación de, por ejemplo, 2,500 psig (175.8 kg/cm2g). La corriente solvente líq uida rica 72 del inferior de la zona de absorción 70 se pasa a al menos una fase de despido 80, pero preferentemente a un pluralidad de tambores de despido secuencia!. A través del descenso de la presión en los tambores de despido , la corriente de gas de despido 86 que contiene los componentes hidrocarburo Ci + absorbidos, se separa para forma la corriente de solvente líquida ¡pobre preferente 82 que comprende los componentes C5 que están presentes en la corriente de gas del Separador AP 24. La temperatura de Ha corriente de solvente ¡magro 82 es menor q ue la corriente ¡rica en solvente 72. La corriente de solvente pobre fría 82 , se regresa a la parte alta de la zona de absorción 70 después de ser enfriada en un enfriador refrigerante (que no se muestra) como la corriente de solvente pobre enfriada 74. La zona de absorción 70 puede comprender un colu mna con al menos una sección de llenado de transferencia de masa o adaptados con bandejas de transferencia de masa en la cual la corriente de gas efluente enfriada 25 que contiene hidrógeno se pasa de forma ascendente en el flujo de contra corriente a la corriente solvente l iquida pobre enfriada 74. Otra modalidad preferente de la invención se describirá con referencia al diagrama de flujo del proceso esquemático de la Fig. 4. En esta modalidad , el depósito de alimentación 1 6 a un hidropirólisis contiene compuestos azufre. E n esta modalidad , la corriente de gas efluente de temperatura a mbiente de presión alta separada 24 contendrá su lfuro de hidrógeno. En la práctica del proceso de esta invención , como se describe arriba , el sulfuro de hidrógeno también será absorbido en el solvente líquido pobre 74 con los componentes h idrocarburo C, + . En este caso, la corriente de gas reciclado 76 es suavizada en la zona de absorción 70 y, por consiguiente, no requiere tratamiento amino como es típico en el proceso de la técnica anterior. La corriente efluente absorbedor líquido solvente rico 72 q ue contiene el sulfuro de hid rógeno y los componentes C1 + , pasa a u na o más unidades de regeneración de despido 80. Seguido del paso de regeneración de despido, el solvente líquido magro es separado de la corriente 82 y entregado a la parte a lta de la zona de absorción 70 como la corriente enfriada 74.

La corriente de gas de despido ácido 86 que contiene los componentes de sulfuro de hidrógeno y Ci + se pasa a la zona de tratamiento amino 50S para eliminar el sulfuro de hidrógeno del gas . La corriente de gas endulzada , separada de la zona de contacto amino 50S se puede utilizar como combustible de refinería dulce o pasado por otro procesamiento y/o separación de sus componentes. La corriente amino líq uida ruca en azufre 56 se procesa de acuerdo con los métodos bien conocidos para recuperar azufre , y la corriente amino líquido pobre 58 se regresa a la zona de contacto amino 50S. Dado q ue el índice de flujo de la corriente 86 de la Fig. 4 en el proceso mejorado de esta invención es significativamente más peq ueño que el índice de flujo de la corriente 24S de los procesos de la técnica a nterior, los requerimientos de tratamiento amino para la zona amino 50S en el proceso de esta invención son substa ncialmente más bajos que aquellos de la zona amino 50 en los procesos de la técnica anterior. Sin embargo, se debe entender con referencia a la Fig. 3, que el proceso de esta invención puede ser efectivamente utilizado corriente debajo de una zona de tratamiento amino 50, de acuerdo con la Fig ura 2, por lo que la corriente de gas de despido del Separador AP es suavizada previo a la absorción de los componentes Ci + en la zona de absorción 70, de acuerdo con el proceso de la Figu ra 3 o 4. Como previamente se describió, bajo los procesos de la técn ica anterior de acuerdo con la Fig. 1 y Fig. 2 , caracterizado porque la corriente líq uida del Separador AP 22 desciende en presión para separar el hidrógeno ad icional de los separadores PB, para formar gases de PB que se vuelven a reciclar al reactor 10, estos gases separador se pueden comprimir y co-procesar en la zona de absorción 70 de la Fig. 3 o Fig. 4, o procesados de forma separada en una zona de absorción de presión baja 70PB (que no se muestra), por lo que la presión baja de 90-99 mol% de hidrógeno se produce de la zona de absorción 70BP. Esta corriente de hidrógeno de pureza más alta de baja presión, puede entonces comprimirse y combinarse con la corriente reciclada 76 de la Fig. 3 o Fig. 4 para regresar al reactor 1 0. De la descripción de arriba , se entenderá que la invención se relaciona, en general, a un mejoramiento en el proceso para la hidrogenación de una corriente de alimentación en un reactor de hidroprocesamiento, la corriente de alimentación comprende un componente líquido de hidrocarburo pesado y un componente de entrada de gas hidrógeno, el componente de entrada de gas hidrógeno que comprende una corriente de gas reciclada y una corriente de gas de composición, el reactor que produce una corriente líquida efluente y una corriente de gas efluente, la corriente de gas efluente que comprende hidrógeno no reaccionado y metano e hidrocarburos más pesados, el mejoramiento comprende: a) enfriar la corriente de gas efluente separada a una temperatura en el rango de +30°F (-1 .1 °C) a -40°F (- 40°C). b) corriente contraria que contacta la corriente de gas efluente enfriada con una corriente solvente líquida pobre en una zona de absorción, para absorber el metano e hidrocarburos más pesados de ia corriente de gas efluente para producir una corriente de gas rica en hidrógeno que contiene 90 a 99 mol% de hidrógeno y una corriente solvente líquida rica; c) recuperar la corriente de gas rica en hidrógeno de la zona de absorción; d) añadir la corriente de gas rica en hidrógeno a la corriente de alimentación del reactor de hidroprocesamiento como la corriente de gas reciclada; y e) despedir la corriente solvente líquida rica en al menos una fase de despido, para producir una corriente solvente líquida pobre que comprende componentes C4 a C5 presentes en la corriente de gas efluente separada para contactar la corriente de gas efluente enfriada en el paso (b), y un metano y corriente de producto de gas hidrocarburo más pesado. En una modalidad alternativa de este proceso, donde la alimentación de componente líquido de hidrocarburo pesado, contiene azufre y el metano y la corriente de producto de gas hidrocarburo más pesado, obtenido en el paso (e) contiene sulfuro de hidrógeno, después del paso (e), el proceso además incluye los pasos de: f) contactar el metano y el producto de gas de hidrocarburo más pesado con una solución de amina pobre en una zona de tratamiento para eliminar el sulfuro de hidrógeno y por ello, proporcionando un metano y producto de gas hidrocarburo más pesado, suavizados; g) recuperar la solución de amina rica en H2S de la zona de tratamiento; y h) pasa la solución de amina rica en H2S a través de una columna de regeneración para producir una solución de amina pobre para contactar en el paso (f). Todavía en otra modalidad, donde la alimentación del componente líquido de hidrocarburo pesado contiene azufre, y la corriente de gas efluente separada que comprende hidrógeno no reaccionado y metano e hidrocarburos más pesado, contiene sulfuro de hidrógeno, el proceso incluye además lo pasos de: i) contactar la corriente de gas efluente separada con una solución de amina pobre en una zona de tratamiento, para eliminar el sulfuro de hidrógeno y por ello, proporcionar un hidrógeno y metano y corriente de gas de hidrocarburo más pesado suavizados para enfriar en el paso (a); j) recuperar la solución de amina rica en H2S de la zona de tratamiento; y k) pasar la solución de amina rica en H2S a través de una columna de regeneración para producir una solución de amina pobre para contactar en el paso (i). En la práctica del proceso de esta invención, el reactor de hidroprocesamiento se elige del grupo que consiste de reactores de hidrodesulf oración, hidropirólisis, ihidrodesnitrofícación, hidrodesalquilación e hidrotratamiento. Cuando el reactor de hidroprocesamiento es un reactor de hidropirólisis, el reactor opera en una presión en el rango de 500 psig (35.1 kg/cm2g) a 5,000 psig (351 .5 kg/cm2g), más preferentemente en el rango de 1 ,000 psig (70.3 kg/cm2g) a 3,000 psig (210.9 kg/cm2g). Cuando el reactor se elige del grupo que consiste de hidrodesalquilación e hidrotratamiento, el reactor opera en una presión en el rango de 200 psig (14.1 kg/cm2g) a 3,000 psig (210.9 kg/cm2g). En otra modalidad de esta invención, las corrientes de producto líquido efluente y de gas del reactor se pasan a través de un separador de alta presión que opera en una presión en el rango de 200 psig (14.1 kg/cm2g) a 5,000 psig (351 .5 kg/cm2g), más preferentemente en una presión en el rango de 200 psig (14.1 kg/cm2g) a 3,000 psig (210.9 kg/cm2g). En otra modalidad, la corriente de gas efluente y la corriente solvente líquida pobre se contactan en una zona de absorción en una presión en el rango de 200 psig (14.1 kg/cm2g) a 5,000 psig (351 .5 kg/cm2g), más preferentemente en un rango de presión de 200 psig (14.1 kg/cm2g) a 3,000 psig (21 0.9 kg/cm2g). El proceso de esta invención se opera para proporcionar el componente de entrada de gas hidrógeno de la corriente de alimentación de reactor que contiene 90-99 mol% hidrógeno, y la corriente de gas de composición contiene 70 a 99 mol% hidrógeno. En el proceso mejorado, la corriente de gas efluente separada se enfría a una temperatura entre 0°F (-17.8°C) y -20°F (-28.9°C), imás preferentemente la corriente de gas efluente se enfría a una temperatura en el rango de -10°F (-23.3°C) a -15°F (-26.1 °C). En la práctica del proceso de la invención donde la corriente de gas efluente separada contiene agua, la corriente de gas efluente separada es co-enfriada con glicol etileno y la mezcla glicol etileno/agua se separa del gas de hidrocarburo enfriado y las corrientes líquidas de hidrocarburo, previo a entrar al absorbedor metano. El proceso de la invención es particularmente útil cuando el componente hidrocarburo pesado se elige del grupo que consiste de nafta, queroseno, diesel, aceite gas de vacío ligero, aceite gas de vacío pesado, aceite demetalizado, resido, aceite gas-coque, aceite combustible y aromáticos. En otra modalidad preferente, la corriente de gas rica en hidrógeno recuperada de la zona de absorción es además intercambiada en cruce de calor con la corriente de gas efluente de reactor, previo a compresión para reciclado al reactor de hidroprocesamiento. En una modalidad preferente, la corriente de solvente líquido pobre entra a la zona de absorción en una temperatura en el rango de +30°F (-1 .1 °C) a -40°F (-40°C), más preferentemente a una temperatura en el rango de 0°F (-17.8°C) a -20°F (-28.9°C), y más preferentemente en una temperatura en el rango de -1 0°F (-23.3°C) a -1 5°F (-26.1 °C). En otra modalidad, la corriente de solvente líquida rica pasa a través de al menos dos separadores de despido sucesivos, caracterizado porque los gases separador del primero de los separadores de despido sucesivos, se comprimen y regresan a la zona de absorción como gas de quitado. Para regeneración de solvente, los separadores de quitado son tambores de separación de 2 fases líquido gas, y los separadores de despido sucesivos se operan en presión menor sucesivamente que la presión de operación en la zona de absorción. En otra modalidad de esta invención , el producto líquido separado del separador de alta presión desciende en presión para producir una corriente líquida de presión baja y corriente de gas. La corriente de gas y líquida de presión baja se separa en un separador de presión baja para producir una corriente de gas rica en hidrógeno de baja presión. La corriente de gas rica en hidrógeno de presión baja es, ya sea (i) comprimida y enfriada previo a la entrada a la zona de absorción del paso (b) para co-procesamiento; o (i¡) enfriada y contactada con una corriente solvente pobre comprimida de componentes C4 a C5 l presente en la corriente de gas efluente de reactor para producir una corriente de reciclado de hidrógeno de alta pureza de presión alta que contiene de 90 99 mol% de hidrógeno. Dado que numerosas modificaciones y variaciones de la presente invención, serán evidentes para aquellos de experiencia ordinaria en la técnica de proceso de refinería a la luz de las enseñanzas de arriba y, por consiguiente, están dentro del ámbito de las reivindicaciones anexas, la invención también se puede practicar de otra forma de la forma particular a la que se describe.

Claims

REIVINDICACION ES 1 . Un proceso para hidrogenar una corriente de alimentación en un reactor de hidroprocesamiento, la corriente de alimentación comprende un componente líquido de hidrocarburo pesado y u n componente de entrada de gas de h idrógeno, el componente de entrada de gas de hidrógeno comprende una corriente de gas reciclada y una corriente de gas de composición , el reactor produce una corriente líquida efluente y una corriente de gas efluente, la corriente de gas efluente comprende hidrógeno no reaccionado y metano e hidrocarburos más pesados, el mejoramiento comprende: a) enfriar la corriente de gas efluente separada a una temperatura en el rango de +30°F (-1 . 1 °C) a -40°F (-40°C). b) contactar la corriente de gas efluente enfriada con una corriente solvente líquida pobre en una zona de absorción , para absorber el metano e hidrocarbu ros más pesados de la corriente de gas efluente para producir una corriente de gas rica en hidrógeno que contiene de 90 a 99 mol% de hid rógeno y una corriente solvente liquida rica; c) recuperar la corriente de gas rica en hidrógeno de la zona de absorbedora ; d) añadir la corriente de gas rica en hid rógeno a la corriente de a limentación del reactor de hidroprocesamiento como la corriente de gas reciclada; y e) desped ir la corriente solvente líq uida rica en al menos u na fase de despido , para producir una corriente solvente líq uida ¡pobre que comprende componentes C a C5 presentes en la corriente de gas efluente separada, para contactar la corriente de gas efluente enfriada en el paso (b), y para producir un metano y corriente de producto de gas hidrocarburo más pesado. 2. El proceso de la reivindicación 1 , caracterizado porque el reactor de hidroprocesamiento se elige del grupo que consiste de reactores de hidrodesulforación, hidropirílisis, hidrodesnitrificación, hidrodesalquilación e hidrotratamiento. 3. El proceso de la reivindicación 2, caracterizado porque el reactor es un reactor de hídropirólisis que opera en una presión en un rango de 500 psig (35.1 kg/cm2g) a 5,000 psig (351 .5 kg/cm2g). 4. El proceso de la reivindicación 3, caracterizado porque el reactor de hídropirólisis se opera en una presión en un rango de 1 ,000 psig (70.3 kg/cm2g) a 3,000 psig (210.9 kg/cm2g). 5. El proceso de la reivindicación 2, caracterizado porque el reactor se elige del grupo que consiste de hídrodealquilación e hidrotratamiento, y el reactor se opera en una presión en el rango de 200 psig (14.1 kg/cm2g) a 3,000 psig (210.9 kg/cm2g). 6. El proceso de la reivindicación 2, caracterizado porque las corrientes de producto líquido efluente y de gas del reactor pasan a través de un separador de alta presión que opera en una presión en el rango de 200 psig (14.1 kg/cm2g) a 5,000 psig (351 .5 kg/cm2g). 7. El proceso de la reivindicación 2, caracterizado porque la corriente de gas efluente y la corriente de solvente líquida pobre se contactan en una zona de absorción en una ¡presión en el rango de 200 psig (14.1 kg/cm2g) a 5,000 psig (351 .5 kg/cm2g). 8. El proceso de la reivindicación 7 , caracterizado porque la corriente de gas efluente y la corriente de solvente líquida pobre se contactan en una zona de absorción en una presión en el rango de 200 psig ( 14.1 kg/cm2g) a 3, 000 psig (210.9 kg/cm2g). 9. El proceso de la reivindicación 1 , caracterizado porque el componente de entrada de gas de hidrógeno de la corriente de alimentación del reactor contiene de 90-99 mol% de hidrógeno. 1 0. El proceso de la reivindicación 2 , caracterizado porque el componente líqu ido de hidrocarburo pesado contiene azufre, y el metano y la corriente de producto de gas hidrocarburo más pesado, obtenidos en el paso (e) contiene sulfuro de hidrógeno, el proceso incluye además los pasos, seguido del paso (e), de : f) contactar el metano y el producto de gas de hidrocarburo más pesado con una solución de amina pobre en una zona de tratamiento, para eliminar el sulfuro de hidrógeno y por ello, proporcionando un metano y producto de gas hidrocarburo más pesado , suavizados; g) recuperar la solución de amina rica en H2S de la zona de tratamiento; y h) pasar la solución de amina rica en H2S a través de una columna de regeneración para producir una solución de amina pobre para contactar en el paso (f). 1 1 . El proceso de la reivindicación 1 , caracterizado porque \a corriente de gas efluente separada se enfría a una temperatura entre 0°F (-1 7.9°C) y -20°F (-28.9°C). 1 2. El proceso de Ja reivindicación 1 1 , caracterizado ¡porque la corriente de gas efluente se enfría a una temperatura en el rango de -1 0°F (-23.3°C) a -1 5°F (-26.1 °C). 13. El proceso de las reivindicaciones 1 u 1 1 , caracterizado porque la corriente de gas efluente separada contiene agua y la corriente de gas efluente separada es co-enfriada con glicol etileno y la mezcla glicol etileno/agua se separa del gas de hidrocarburo enfriado y las corrientes líquidas de hidrocarburo, previo a entrar al absorbedor. 14. El proceso de la reivindicación 1 , caracterizado porque el componente hidrocarburo pesado se elige del grupo que consiste de nafta, queroseno, diesel, aceite gas de vacío ligero, aceite gas de vacío pesado, aceite demetalizado, aceite gas coque, resido, aceite combustible y aromáticos. 1 5. El proceso de la reivindicación 1 , caracterizado porque la corriente de gas de composición , contiene de 70 a 99 mol% de hidrógeno. 1 6. El proceso de la reivindicación 1 , caracterizado porque la corriente de gas rica en hidrógeno recuperada de una zona de absorción es además intercambiada en cruce de calor con la corriente de gas efluente de reactor. 17. El proceso de la reivindicación 1 , caracterizado porque la corriente de gas efluente enfriada se contacta en el paso (b) con la corriente de solvente líquido pobre en el flujo de corriente contraria. 1 8. El proceso de la reivindicación 1 , caracterizado porque Ja corriente solvente líquida pobre entra a la zona de absorción en una temperatura en el rango de +30°F (-1 .1 °C) a -40°F (-40°C). 19. El proceso de la reivindicación 18, caracterizado porque la corriente solvente líquida pobre entra a la zona de absorción en una temperatura en el rango de 0°F (-1 7.8°C) a -20°F (-28.9°C). 20. El proceso de la reivindicación 19, caracterizado porque la corriente solvente líquida pobre entra a la zona de absorción en una temperatura en el rango de -1 0°F (-23.3°C) a -15°F (-26.1 °C). 21 . El proceso de la reivindicación 1 , caracterizado porque la corriente solvente líquida rica pasa a través de al menos dos separadores de despido sucesivos. 22. El proceso de la reivindicación 21 , caracterizado porque los gases separados del primero de los separadores de despido sucesivos, se comprimen y regresan a la zona de absorción del paso (b). 23. El proceso de la reivindicación 21 , caracterizado porque los separadores de despido son tambores de separación de 2 fases líquido gas. 24. El proceso de la reivindicación 21 , caracterizado porque, y los separadores de despido sucesivos se operan en presión menor sucesivamente que la presión de operación en la zona de absorción. 25. El proceso de la reivindicación 2, caracterizado porque la alimentación de componente líquido de hidrocarburo pesado contiene azufre, y la corriente de gas efluente separada que comprende hidrógeno no reaccionado y metano e hidrocarburos más pesados contiene sulfuro de hidrógeno, el proceso incluye además los pasos de: (i) contactar la corriente de gas efluente separada con una solución de amina pobre en una zona de tratamiento, para eliminar el sulfuro de hidrógeno y por ello, proporcionar un hidrógeno y metano y corriente de gas de hidrocarburo más pesado endulzados, para enfriar en el paso (a); (j) recuperar la solución de amina rica en H2S de la zona de tratamiento; y (k) pasar la solución de amina rica en H2S a través de una columna de regeneración para producir una solución de amina pobre para contactar en el paso (i). 26. El proceso de la reivindicación 6, caracterizado porque el producto líquido separado del separador de alta presión desciende en presión para producir una corriente de gas y líquida de presión baja. 27. El proceso de la reivindicación 26, caracterizado porque la corriente de gas y líquida de presión baja se separa en un separador de presión baja para producir una corriente de gas rica en hidrógeno de presión baja. 28. El proceso de la reivindicación 27, caracterizado porque la corriente de gas rica en hidrógeno de presión baja es: (i) comprimida y enfriada previo a la entrada a la zona de absorción del paso (b) de la Reivindicación 1 para co-procesamiento; o (ii) enfriada y contactada con una corriente solvente pobre comprimida de componentes C4 a C5, presente en la corriente de gas efluente de reactor para producir una corriente de reciclado de hidrógeno de alta pureza de presión baja que contiene de 90 a 99 mol% de hidrógeno.