ES2877779T3

ES2877779T3 - Método de calentamiento y enfriamiento para un sistema de procesado a alta presión

Info

Publication number: ES2877779T3
Application number: ES18709005T
Authority: ES
Inventors: Steen Brummerstedt Iversen; Andrew Ironside; Claus Uhrenholt Jensen
Original assignee: Steeper Energy ApS
Current assignee: Steeper Energy ApS
Priority date: 2017-03-07
Filing date: 2018-03-06
Publication date: 2021-11-17
Anticipated expiration: 2038-03-06
Also published as: EP3592831B1; WO2018162462A1; AU2018232572A1; CA3054870C; PL3592831T3; DK3592831T3; EP3592831A1; US11279883B2; CA3054870A1; US20210277313A1; NZ756815A; AU2018232572B2

Abstract

Método para calentar y enfriar una mezcla de alimentación en un proceso de alta presión en continuo para trasformar materiales carbonosos en productos de hidrocarburos líquidos en un sistema de procesado de alta presión adaptado para procesar una mezcla de alimentación a una temperatura de al menos 340 ºC y una presión de al menos 0 bar, sistema de procesado de alta presión que comprende un primer y un segundo intercambiadores de calor que tienen un fluido de transferencia de calor que comprende al menos 90 % de agua, preferiblemente al menos 99 % de agua circulando por la parte externa del primer y del segundo intercambiadores de calor, comprendiendo el primer intercambiador de calor un lado de entrada interno frío y un lado de salida interno caliente, comprendiendo el segundo intercambiador de calor un lado de entrada interno caliente y un lado de entrada interno frío, comprendiendo el sistema además un calentador de agua a alta presión y un enfriador de agua a alta presión entre el primer y el segundo intercambiadores de calor, en el que la mezcla de alimentación presurizada se calienta alimentando la mezcla de alimentación al lado interno frío del primer intercambiador de calor, presurizando y calentando el fluido de transferencia de calor hasta una presión de al menos 240 bar y una temperatura de al menos 400 ºC a la entrada del lado externo caliente del primer intercambiador de calor, en el que el fluido de transferencia de calor enfriado procedente del primer intercambiador de calor que tiene una temperatura en el intervalo de 150 a 300 ºC se enfría adicionalmente hasta una temperatura de 60 a 150 ºC en el enfriador de agua a alta presión antes de entrar en el lado externo frío del segundo intercambiador de calor, en el que la mezcla de alimentación convertida, calentada y presurizada se enfría hasta una temperatura en el intervalo de 60 a 250 ºC alimentándola en el lado interno del segundo intercambiador de calor y en el que el fluido de transferencia de calor parcialmente calentado se calienta adicionalmente en el calentador de agua a alta presión antes de entrar al primer intercambiador de calor, en el que el proceso es un proceso a alta presión en continuo para transformar materiales carbonosos en hidrocarburos de fuentes renovables que comprende: proporcionar un material carbonoso; preparar una mezcla de alimentación que comprende al menos: - un material carbonoso; - agua; - un catalizador homogéneo en forma de potasio o sodio; - compuestos orgánicos líquidos en forma de compuestos orgánicos solubles en agua reciclados y/o hidrocarburos de origen renovable producidos en el proceso; presurizar la mezcla de alimentación hasta una presión de conversión de al menos 150 bar; calentar la mezcla de alimentación presurizada hasta una temperatura de conversión de al menos 340 ºC; mantener la mezcla de alimentación presurizada a la presión de conversión y la temperatura de conversión durante un período de tiempo predefinido; enfriar la mezcla de productos hasta una temperatura en el intervalo de 60 a 200 ºC; despresurizar la mezcla de alimentación convertida hasta una presión en el intervalo de 10 a 100 bar; separar la mezcla de alimentación convertida en una fase de hidrocarburos, una fase acuosa que comprende sales disueltas y productos orgánicos solubles en agua y una fase gaseosa y, opcionalmente, una fase sólida; separar la fase acuosa en una fase acuosa descargable y una fase residual que comprende sales de sodio y potasio y compuestos orgánicos solubles en agua; introducir al menos parcialmente la fase residual a la etapa de preparación de la alimentación, en la que se extrae calor de la etapa de enfriamiento de la mezcla de alimentación convertida en el segundo intercambiador de calor y se transfiere a la etapa de calentamiento en el primer intercambiador de calor usando un fluido de transferencia de calor que comprende al menos 90 % de agua, preferiblemente al menos 99 % de agua, a una presión de al menos 240 bar y a una temperatura de al menos 400 ºC en la entrada al primer intercambiador de calor y en la que el fluido de transferencia de calor enfriado procedente del primer intercambiador de calor que tiene una temperatura en el intervalo de 150 a 300 ºC se enfría adicionalmente hasta una temperatura de 60 a 150 ºC en el enfriador de agua a alta presión antes de entrar en el lado externo frío del segundo intercambiador de calor, en el que la mezcla de alimentación convertida, calentada y presurizada se enfría hasta una temperatura en el intervalo de 80 a 200 ºC 0 alimentándola en el lado interno de las tuberías del intercambiador de calor en dicho segundo intercambiador de calor y en el que el fluido de transferencia de calor parcialmente calentado procedente de la etapa de enfriamiento en el segundo intercambiador de calor se calienta adicionalmente, antes de entrar al lado externo caliente de las tuberías de transferencia de calor en la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación en el primer intercambiador de calor; en la que la presión del fluido de transferencia de calor es al menos de 300 bar; preferiblemente, al menos 320 bar y en la que la temperatura del fluido de transferencia de calor es al menos de 410 ºC; preferiblemente, al menos 430 ºC, como por ejemplo en el intervalo de 420 a 450 ºC, antes de entrar en el primer intercambiador de calor.

Description

DESCRIPCIÓN

Método de calentamiento y enfriamiento para un sistema de procesado a alta presión

Campo de la invención

La presente invención se refiere al área de los sistemas de calentamiento y enfriamiento, en particular a sistemas de calentamiento y enfriamiento para su uso en sistemas de procesado en continuo a alta presión para transformar materiales carbonosos en hidrocarburos, en los que existe la necesidad de calentar y enfriar el proceso a alta presión.

Antecedentes de la invención

Existen numerosas aplicaciones de procesos en continuo a alta presión, o están bajo desarrollo, e en etapas tempranas de comercialización. Ejemplos de tales procesos son procesos hidrotermales y solvotermales, por ejemplo, para la producción de hidrocarburos tales como combustibles para transporte, lubricantes o productos químicos especializados, gases o productos carbonizados a partir de materiales carbonosos tales como la biomasa.

En el contexto de funcionamiento continuo la temperatura de tales sistemas de procesos de alta presión se debe incrementar y adicionalmente se debe disminuir al final del proceso y con este objetivo se han sugerido varias soluciones.

Típicamente, tales procesos funcionan a temperaturas cercanas al punto crítico del agua y suponen, generalmente, calentar una mezcla de alimentación de materias primas y enfriar una mezcla de productos. Se han propuesto diversos conceptos de calentamiento y enfriamiento que incluyen al menos parcialmente calentar recuperando calor a partir de la corriente de productos que se está enfriando, por ejemplo, mediante intercambio de calor directo entre la corriente de productos de salida y la mezcla de alimentación entrante. Sin embargo, tanto la mezcla de alimentación como la mezcla de productos son ambas corrientes materiales difíciles de manejar que pueden conducir a la formación de incrustaciones y eventualmente la obstrucción o taponamiento (de los conductos que las transportan) puede necesitar una limpieza periódica. Por lo tanto, es conveniente tener ambas corrientes fluyendo por el lado interior de las tuberías, que son más accesibles y fáciles de limpiar, para evitar zonas muertas. Esto no se puede obtener mediante intercambio de calor directo.

De ahí que se hayan propuesto conceptos alternativos con intercambios de calor indirectos a través de un medio de transferencia de calor, como vapor, aceite caliente o sales fundidas (Iversen, documento de la patente WO2015/169319A1). Una desventaja de tales sistemas es que los intercambiadores de calor necesitan tener un tamaño significativo para conseguir la transferencia de calor necesaria debido a los bajos coeficientes de transferencia de calor y/o a las pequeñas diferencias de temperatura promedio entre los dos fluidos entre los cuales se intercambia calor y/o a que puede haber un intervalo de temperaturas de trabajo limitado para el funcionamiento.

Adicionalmente, en ambos conceptos de calentamiento directo y calentamiento indirecto, se necesita una etapa adicional de calentamiento utilizando una fuente externa de calor para calentar y equilibrar la temperatura de la mezcla de alimentación hasta la temperatura de funcionamiento deseada, por ejemplo, mediante calentamiento directo de la mezcla de alimentación parcialmente calentada, por ejemplo, en un horno (Iversen, documento de la patente WO2015/169319A1).

El documento de la patente EP 3115442 describe un sistema de gasificación con el objetivo de mejorar la eficiencia de un intercambiador de calor y para gasificar una materia prima de gasificación de manera eficiente.

La desventaja de tales sistemas es que necesitan varios intercambiadores de calor y la temperatura de la superficie puede ser difícil de controlar y eso supone un riesgo de sobrecalentamiento del medio del proceso, que puede producir la coquización del medio, lo que a su vez puede provocar que aumente la cantidad de incrustaciones.

De manera similar, el enfriamiento de las mezclas de producto necesita, con frecuencia, de un control preciso de los flujos de producto y/o de las temperaturas superficiales dentro de intervalos de temperatura específicos para evitar las incrustaciones producidas, por ejemplo, por la solidificación de los compuestos más pesados y/o por la sedimentación de las partículas en suspensión.

En tales sistemas el calentamiento supone una parte significativa del consumo de energía total e incluso cuando se usan sistemas regenerativos, el consumo de energía y por tanto los costes de funcionamiento son significativos (= OPEX). Además, la superficie total de transferencia de calor o el peso total de los intercambiadores de calor para procesar los medios se pueden reducir de manera significativa, lo que equivale a reducir la inversión de capital.

Objetivo de la invención

El objeto de la presente invención es, por lo tanto, proporcionar un método de funcionamiento de un sistema de calentamiento y enfriamiento que aumente la eficiencia energética del sistema de procesado a alta presión de forma económicamente viable, que dé como resultado un sistema de calentamiento y enfriamiento más controlable y/o más fácil de limpiar.

Descripción de la invención

La invención es como se especifica en las reivindicaciones.

Según un aspecto de la presente descripción, se consigue el objetivo de la invención mediante un método de calentamiento y enfriamiento de una mezcla de alimentación en un proceso de alta presión en continuo para transformar materiales carbonosos en productos de hidrocarburos líquidos en un sistema de procesado de alta presión adaptado para procesar una mezcla de alimentación a una temperatura de al menos 340 °C y una presión de al menos 150 bar, sistema de procesado de alta presión que comprende un primer y un segundo intercambiadores de calor que tienen un fluido de transferencia de calor que comprende al menos 90 % de agua, preferiblemente al menos 99 % de agua circulando por la parte externa del primer y del segundo intercambiadores de calor, comprendiendo el primer intercambiador de calor un lado de entrada interno frío y un lado de salida interno caliente, comprendiendo el segundo intercambiador de calor un lado de entrada interno caliente y un lado de entrada interno frío, comprendiendo el sistema además un calentador de agua a alta presión y un enfriador de agua a alta presión entre el primer y el segundo intercambiadores de calor, en el que la mezcla de alimentación presurizada se calienta alimentando la mezcla de alimentación al lado interno frío del primer intercambiador de calor, presurizando y calentando el fluido de transferencia de calor hasta una presión de al menos 240 bar y una temperatura de al menos 400 °C a la entrada del lado externo caliente del primer intercambiador de calor, en el que el fluido de transferencia de calor enfriado procedente del primer intercambiador de calor que tiene una temperatura en el intervalo de 150 a 300 °C se enfría adicionalmente hasta una temperatura de 60 a 150 °C en el enfriador de agua a alta presión antes de entrar en el lado externo frío del segundo intercambiador de calor, en el que la mezcla de alimentación convertida, calentada y presurizada se enfría hasta una temperatura en el intervalo de 60 a 200 °C alimentándola en el lado interno del segundo intercambiador de calor y en el que el fluido de transferencia de calor parcialmente calentado se calienta adicionalmente en el calentador de agua a alta presión antes de entrar al primer intercambiador de calor.

El proceso es un proceso en continuo a alta presión para transformar materiales carbonosos en hidrocarburos de origen renovable, que comprende:

proporcionar un material carbonoso;

preparar una mezcla de alimentación que comprende al menos:

- un material carbonoso;

- agua;

- un catalizador homogéneo en forma de potasio o sodio;

- compuestos orgánicos líquidos en forma de compuestos orgánicos solubles en agua reciclados y/o hidrocarburos de origen renovable producidos en el proceso;

presurizar la mezcla de alimentación hasta una presión de conversión de al menos 150 bar;

calentar la mezcla de alimentación presurizada hasta una temperatura de conversión de al menos 340 °C;

mantener la mezcla de alimentación presurizada a la presión de conversión y la temperatura de conversión durante un período de tiempo predefinido;

enfriar la mezcla de productos hasta una temperatura en el intervalo de 60 a 200 °C;

despresurizar la mezcla de alimentación convertida hasta una presión en el intervalo de 15 a 100 bar;

separar la mezcla de alimentación convertida en una fase de hidrocarburos, una fase acuosa que comprende sales disueltas y productos orgánicos solubles en agua y una fase gaseosa y, opcionalmente, una fase sólida;

separar la fase acuosa en una fase acuosa descargable y una fase residual que comprende sales de sodio y potasio y compuestos orgánicos solubles en agua;

introducir al menos parcialmente la fase residual a la etapa de preparación de la alimentación, en la que se extrae calor de la etapa de enfriamiento de la mezcla de alimentación convertida en el segundo intercambiador de calor y se transfiere a la etapa de calentamiento en el primer intercambiador de calor usando un fluido de transferencia de calor que comprende al menos 90 % de agua, preferiblemente al menos 99 % de agua, a una presión de al menos 240 bar y a una temperatura de al menos 400 °C en la entrada al primer intercambiador de calor y en la que el fluido de transferencia de calor enfriado procedente del primer intercambiador de calor que tiene una temperatura en el intervalo de 150 a 300 °C se enfría adicionalmente hasta una temperatura de 60 a 150 °C en el enfriador de agua a alta presión antes de entrar en el lado externo frío del segundo intercambiador de calor, en el que la mezcla de alimentación convertida, calentada y presurizada se enfría hasta una temperatura en el intervalo de 80 a 200 °C alimentándola en el lado interno de las tuberías del intercambiador de calor en dicho segundo intercambiador de calor y en el que el fluido de transferencia de calor parcialmente calentado procedente de la etapa de enfriamiento en el segundo intercambiador de calor se calienta adicionalmente, antes de entrar en el lado externo caliente de las tuberías de transferencia de calor en la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación en el primer intercambiador de calor.

La presión del fluido de transferencia de calor es al menos de 300 bar; de manera ventajosa, la presión del fluido de transferencia de calor es al menos de 320 bar.

La temperatura del fluido de transferencia de calor es al menos de 410 °C; preferiblemente, al menos de 430 °C, como en el intervalo de 420 a 450 °C, antes de entrar en el primer intercambiador de calor.

Según una realización particularmente preferida, la temperatura de salida del fluido de transferencia de calor procedente de la etapa de calentamiento de la corriente de alimentación en el primer intercambiador de calor es al menos de 150 °C, preferiblemente al menos de 200 °C.

De manera ventajosa, la temperatura de salida del fluido de transferencia de calor procedente de la etapa de calentamiento de la corriente de alimentación en el primer intercambiador de calor es menor de 275 °C, por ejemplo menor de 250 °C; preferiblemente, la temperatura de salida del fluido de transferencia de calor procedente de la etapa de calentamiento de la corriente de alimentación en el primer intercambiador de calor es menor de 225 °C, por ejemplo menor de 210 °C.

El fluido de transferencia de calor procedente de la etapa de calentamiento en el primer intercambiador de calor se enfría adicionalmente hasta una temperatura de 80 a 150 °C antes de entrar a la etapa de enfriamiento en el segundo intercambiador de calor; preferiblemente, el fluido de transferencia de calor procedente del primer intercambiador de calor se enfría hasta una temperatura de 100 a 140 °C por ejemplo a una temperatura de 110 a 135 °C antes de entrar.

Según una realización preferida, la mezcla de alimentación convertida es enfriada hasta una temperatura en el intervalo 80 a 200 °C alimentándola al lado interno del segundo intercambiador de calor; preferiblemente, la mezcla de alimentación convertida se enfría hasta una temperatura en el intervalo 120 a 180 °C alimentándola al lado interno del segundo intercambiador de calor.

La mezcla de alimentación se calienta, a menudo, hasta una temperatura de al menos 370 °C mediante el agua a alta presión en el primer intercambiador de calor, preferiblemente hasta una temperatura en el intervalo de 380 a 430 °C, por ejemplo, de 390 a 425 °C, mediante el agua a alta presión.

La velocidad promedio de la mezcla de alimentación en la etapa de calentamiento y la velocidad promedio de la mezcla de alimentación convertida durante el enfriamiento se escogen generalmente suficientemente altas, en el intervalo de 0,4 m/s a 5 m/s, preferiblemente en el intervalo de 1,0 m/s a 5 m/s, como por ejemplo en el intervalo de 1,0 a 5 m/s.

El calor añadido al agua a alta presión antes de entrar a la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación en el primer intercambiador de calor se produce típicamente, al menos parcialmente y preferiblemente totalmente, mediante la combustión de subproductos del proceso. En particular, el calor añadido al agua a alta presión antes de entrar en la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación en el primer intercambiador de calor puede ser producida, al menos parcialmente y, preferiblemente por completo, mediante la combustión del gas resultante del proceso. El gas del proceso usado para proporcionar dicho

Preferiblemente la mezcla de alimentación se calienta a una temperatura de al menos 370 °C mediante agua a alta presión, preferiblemente hasta una temperatura en el intervalo 390 a 425 °C mediante el agua a alta presión.

Preferiblemente, la temperatura del fluido es al menos 420 °C, más preferiblemente al menos 430 °C, Preferiblemente, la temperatura está en el intervalo de 420 °C a 450 °C.

En una realización, el calor añadido al agua a alta presión antes de entrar a la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación se produce, al menos parcialmente y preferiblemente de forma completa, mediante la combustión de subproductos del proceso.

En otra realización, el calor añadido al agua a alta presión antes de entrar a la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación se produce, al menos parcialmente y preferiblemente de forma completa, mediante la combustión del gas resultante del proceso

En una realización la mezcla de alimentación que se está calentando tiene un contenido de sólidos seco de al menos 15 % en peso, como un contenido de materia seca de al menos 17,5 % en peso; preferiblemente el contenido de materia seca es al menos 20 % en peso, como al menos 25 % en peso.

De manera ventajosa, la temperatura de salida del fluido de transferencia de calor procedente de la etapa de calentamiento de la corriente de alimentación en el primer intercambiador de calor es al menos 150 °C, preferiblemente al menos 200 °C.

En una realización, el calor extraído enfriando el agua a alta presión entre la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación y la etapa de enfriamiento del producto se transfiere al medio de transferencia de calor que comprende aceite caliente o vapor, y se distribuye en la etapa de preparación de la mezcla de alimentación y/o en la etapa de recuperación y/o en la etapa de mejora.

La presente descripción proporciona varias ventajas cuando se compara con la técnica anterior que incluyen:

- Aplicar el fluido de transferencia de calor, que es esencialmente agua, a la temperatura y presión especificadas proporciona propiedades termodinámicas atractivas que permiten altos valores de coeficientes de transferencia de calor globales y perfiles de temperatura atractivos en la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación en el primer intercambiador de calor y en la etapa de enfriamiento de la mezcla de alimentación convertida en el segundo intercambiador de calor. Debido a ello se consigue una transferencia de calor más eficaz y, en consecuencia, un proceso global más eficiente en energía y más económico.

- Tanto la mezcla de alimentación como la mezcla de alimentación convertida fluyen por el lado interior de las tuberías de transferencia de calor en el primer y en el segundo intercambiadores de calor y el fluido de transferencia de calor, agua a alta presión limpia, fluye por el exterior de los tubos del intercambiador de calor. Por ello, se proporciona un sistema de enfriamiento y calentamiento más controlable y más fácil de limpiar.

- El calentamiento adicional del fluido de transferencia de calor en el calentador de agua a alta presión permite una adición de calor más controlable a medios bien definidos lo que permite una temperatura mayor sin degradación y tener una mayor capacidad calorífica. Además, el uso de tales medios permite temperaturas superficiales más controlables de las tuberías de transferencia de calor en el primer intercambiador de calor por lo cual se elimina o minimiza la formación de puntos calientes locales y el sobrecalentamiento de la mezcla de alimentación y las incrustaciones y coquizados resultantes. Por lo tanto, se obtiene un sistema de calentamiento más eficiente y controlable.

- El uso de subproductos resultantes del proceso y, en particular, gas resultante del proceso y/o para proporcionar la mayor parte del combustible añadido al calentamiento adicional del fluido de transferencia de calor en el calentador de agua a alta presión da como resultado una mayor eficiencia energética global y un proceso más económico que además tiene una menor huella de carbono.

- El uso de un calentador de agua a alta presión y de un enfriador de agua a alta presión permite una adición de calor más flexible y controlable y el enfriamiento del proceso fluye por ejemplo para compensar cualquier desequilibrio entre el calor añadido a la mezcla de alimentación en el primer intercambiador de calor y el calor recuperado de la mezcla de alimentación convertida en el segundo intercambiador de calor.

- El uso de un enfriador de agua a alta presión para enfriar adicionalmente el agua a alta presión enfriada procedente de la etapa de calentamiento en el primer intercambiador de calor permite recuperar más calor del fluido de transferencia de calor y la distribución de calor a otras partes del proceso que consumen calor, tales como la preparación de la corriente de alimentación y/o la recuperación de la fase residual que comprende sales de sodio y de potasio y compuestos orgánicos solubles en agua para reciclar y/o mejorar el crudo bruto en productos acabados, permitiendo de este modo una mayor eficiencia energética global y un proceso más económico que además tiene una huella de carbono más baja, minimizando a la vez el tamaño del segundo intercambiador de calor para enfriar la mezcla de alimentación convertida y adaptando las condiciones de temperatura y presión para la separación y purificación de productos.

- Manteniendo la temperatura de entrada del fluido de transferencia de calor en el intervalo especificado, la temperatura superficial de los tubos de transferencia de calor en el segundo intercambiador de calor para la mezcla de alimentación se puede mantener y controlar a una temperatura suficientemente alta como para prevenir la solidificación de los compuestos de alta temperatura de ebullición sobre las superficies de transferencia de calor sin sacrificar la recuperación de calor global. En muchas realizaciones, tal solidificación de los compuestos de altos puntos de ebullición puede causar la formación de incrustaciones y el ensuciamiento de las superficies de transferencia de calor y/o el taponamiento de las tuberías de transferencia de calor y/o una reducción del factor de vapor y, por lo tanto, proporciona un sistema de enfriamiento y calentamiento con una mayor eficiencia energética global de una manera económicamente viable que es más controlable.

Cuando se describe de manera específica el proceso a alta presión en continuo para transformar materiales carbonosos en productos hidrocarbonados líquidos, debería notarse que los productos hidrocarbonados líquidos comprenden un amplio espectro de productos incluyendo aquellos que comprenden no solamente hidrógeno y carbono sino también heteroátomos como oxígeno, azufre, nitrógeno y otros. Debería notarse además que el enfriador de alta presión está situado entre la salida fría del fluido de transferencia de calor en el primer intercambiador de calor y el lado de entrada frío para el fluido de transferencia de calor en el segundo intercambiador de calor. Del mismo modo, el calentador de alta presión se sitúa entre el lado de salida caliente del fluido de transferencia de calor en el segundo intercambiador de calor y el lado de entrada caliente para el fluido de transferencia de calor en el primer intercambiador de calor. Además, expresiones tales como una etapa de calentamiento en un primer intercambiador o una etapa de enfriamiento en un segundo intercambiador deberían interpretarse en sentido amplio, es decir, el primer intercambiador de calor puede comprender varios intercambiadores de calor individuales dispuestos en una disposición en serie y en paralelo.

Breve descripción de los dibujos

En lo que sigue, la exposición será descrita haciendo referencia a realizaciones ilustradas en los dibujos, en los cuales: La figura 1 muestra una descripción esquemática de un proceso en continuo a alta presión para transformar materiales carbonosos en hidrocarburos de origen renovable.

La figura 2 muestra una descripción esquemática de una primera realización de un sistema de calentamiento y enfriamiento.

La figura 3 muestra una descripción esquemática de otra realización de un sistema de calentamiento y enfriamiento en el que el calentador de alta presión se alimenta con subproductos del proceso.

La figura 4 muestra una descripción esquemática de otra realización de un sistema de calentamiento y enfriamiento en el que se transfiere calor a un medio de transferencia de calor en el enfriador de agua a alta presión y se distribuye a otras partes del proceso; y

La figura 5 muestra una descripción esquemática de una realización ventajosa de un sistema de calentamiento y enfriamiento.

La figura 6 muestra una descripción esquemática de un proceso en continuo a alta presión que comprende un sistema de calentamiento y enfriamiento de la técnica anterior con intercambio de calor indirecto usando un aceite caliente como medio de transferencia de calor.

La figura 7 muestra una descripción esquemática de un proceso en continuo a alta presión que comprende un sistema de calentamiento y enfriamiento de la técnica anterior con intercambio de calor indirecto usando un aceite caliente como medio de transferencia de calor, que comprende además un calentador para calentar el aceite caliente que sale de la etapa de enfriamiento y un enfriador enfriado por agua para enfriar el aceite caliente que sale del calentador. La figura 8 muestra una gráfica de la entalpía frente a la temperatura para aceite caliente y agua a diferentes presiones. La figura 9 muestra una gráfica de la capacidad calorífica específica frente a la temperatura para aceite caliente y agua a diferentes presiones.

La figura 10 muestra una gráfica de la conductividad térmica frente a la temperatura para aceite caliente y agua a diferentes presiones

La figura 11 muestra una gráfica de la efusividad térmica frente a la temperatura para aceite caliente y agua a diferentes presiones.

La figura 12 muestra una gráfica de la viscosidad frente a la temperatura para aceite caliente y agua a diferentes presiones

La figura 13 muestra una gráfica de la densidad frente a la temperatura para aceite caliente y agua a diferentes presiones.

La figura 14 muestra un diagrama de fases que indica la línea seudocrítica.

Realizaciones preferidas

La figura 1 muestra una realización de un proceso de producción en continuo a alta presión para la conversión de materiales carbonosos tales como biomasa en un crudo de fuentes renovables que comprende medios de bombeo y medios de presurización.

Como se muestra en la figura 1, el material carbonoso se somete en primer lugar a una etapa de preparación de la mezcla de alimentación (1). La etapa de preparación de la mezcla de alimentación transforma el material carbonoso en una mezcla de alimentación que se puede bombear y a menudo incluye medios mecánicos para reducir el tamaño del material carbonoso y para formar una pasta con el material carbonoso y otros ingredientes como agua, catalizadores y otros aditivos tales como compuestos orgánicos que es la mezcla de alimentación. En una realización preferida, la mezcla de alimentación se puede precalentar en la etapa de pretratamiento. A menudo, la mezcla de alimentación se precalienta hasta una temperatura en el intervalo de aproximadamente 150 °C a aproximadamente 250 °C en la etapa de pretratamiento, por ejemplo, una temperatura en el intervalo de aproximadamente 150 °C a aproximadamente 220 °C. Preferiblemente, la mezcla de alimentación se precalienta hasta una temperatura de aproximadamente 160 °C a aproximadamente 200 °C como por ejemplo en el intervalo de aproximadamente 160 ° C a aproximadamente 180 °C. De manera ventajosa, esto se realiza transfiriendo calor desde el enfriador de agua a alta presión mediante un medio de transferencia de calor tal como aceite caliente o vapor, de tal forma que se aumentan la recuperación de calor global y la eficiencia energética.

La segunda etapa es una etapa de presurización (2) en la que la mezcla de alimentación se presuriza mediante medios de bombeo hasta una presión de al menos 150 bar y hasta un máximo de aproximadamente 450 bar, tal como una presión de al menos 180 bar y como máximo de 400 bar; preferiblemente la mezcla de alimentación se presuriza mediante medios de bombeo hasta una presión por encima del punto crítico del agua, tal como una presión de al menos 250 bar; más preferiblemente la mezcla de alimentación se presuriza mediante medios de bombeo hasta una presión de al menos 300 bar, como por ejemplo 320 bar. Una realización especialmente preferida es aquella en la que la presión de la mezcla de alimentación después de los medios de bombeo es de 320 a 350 bar.

La mezcla de alimentación presurizada se calienta posteriormente hasta una temperatura de reacción en el intervalo de aproximadamente 300 °C a un máximo de aproximadamente 450 °C, tal como una temperatura en el intervalo de aproximadamente 340 °C hasta aproximadamente 430 °C; preferiblemente, la mezcla de alimentación presurizada se calienta posteriormente hasta una temperatura de reacción en el intervalo de aproximadamente 370 °C hasta un máximo de aproximadamente 425 °C, por ejemplo una temperatura en el intervalo de aproximadamente 390 °C hasta aproximadamente 420 °C,

La mezcla de alimentación se mantiene generalmente en estas condiciones el tiempo suficiente para la conversión del material carbonoso, por ejemplo, durante un período de 2 a 30 minutos, por ejemplo, en el intervalo de 3 a 20 minutos; y preferiblemente durante un período en el intervalo de 5 a 15 minutos, antes de enfriarla y de reducir su presión.

La mezcla de productos que comprende productos hidrocarbonados líquidos, agua con productos orgánicos solubles en agua, y sales disueltas, gases que comprenden dióxido de carbono, hidrógeno y metano, así como partículas suspendidas procedentes de dicho material carbonoso convertido, se enfría posteriormente hasta una temperatura en el intervalo de 70 °C a 250 °C tal como por ejemplo en el intervalo de 120 a 180 °C.

Después de ello, la mezcla de productos enfriada entra en un dispositivo reductor de presión en el que se reduce la presión desde la presión de conversión hasta una presión de menos de 200 bar como una presión de menos de 120 bar. Preferiblemente, la presión se reduce a un valor menor de 90 bar, como una presión de 80 bar. Más preferiblemente, la presión se reduce a menos de 50 bar tal como una presión en el intervalo de 10 a 40 bar.

Entre los dispositivos de reducción de presión adecuados se incluyen dispositivos de reducción de presión que comprenden varias unidades tubulares en una disposición en serie y/o en paralelo, con una longitud y sección transversal interna adaptadas para reducir la presión hasta el nivel deseado, y dispositivos reductores de presión que comprenden unidades de bombeo reductoras de presión como se describen adicionalmente en referencia a la figura 6.

La mezcla de alimentación convertida se separa además en al menos una fase gaseosa, una fase de crudo renovable, una fase acuosa con compuestos orgánicos solubles en agua, así como sales disueltas y eventualmente partículas suspendidas. La separación se puede realizar mediante separación de fases gravimétrica o mediante otros medios adecuados tales como centrifugación, mediante la cual la mezcla de productos se separa en una fase de crudo, una fase acuosa que comprende catalizador(es) homogéneo(s) y productos orgánicos solubles en agua, una fase gaseosa que comprende dióxido de carbono, hidrógeno, monóxido de carbono e hidrocarburos que tienen de 1 a 4 átomos de carbono.

Muchas realizaciones de procesado en continuo a alta presión de material carbonoso para obtener hidrocarburos según la presente invención incluyen una etapa de recuperación para recuperar el catalizador o catalizadores homogéneos y los productos orgánicos solubles en agua de dicha fase acuosa separada y reciclar, al menos parcialmente, éstos a la etapa de preparación de la mezcla de alimentación. De esta forma, se incrementa el rendimiento global en crudo y la eficiencia energética del proceso. Una realización preferida es aquella en la que la unidad de recuperación comprende una etapa de evaporación y/o de destilación, en la que el calor necesario para la evaporación y/o la destilación es proporcionado al menos parcialmente transfiriendo calor desde el enfriador de agua a alta presión mediante un medio de transferencia de calor como aceite caliente o vapor, de tal forma que se incrementa la recuperación de calor global y/o la eficiencia energética.

El crudo obtenido a partir de fuentes renovables (o crudo renovable) se puede someter adicionalmente a un proceso de mejora (no mostrado) en el que se presuriza hasta una presión en el intervalo de aproximadamente 20 bar hasta aproximadamente 200 bar, por ejemplo, una presión en el intervalo de 50 a 120 bar, antes de calentarlo a una temperatura en el intervalo de 300 a 400 °C en una o más etapas y se pone en contacto con hidrógeno y un catalizador o catalizadores heterogéneos contenidos en una o más zonas de reacción y, eventualmente, se fracciona en fracciones de diferentes puntos de ebullición.

La figura 2 muestra una descripción esquemática de una primera realización de un sistema de calentamiento y enfriamiento, en el que se extrae calor de la etapa de enfriamiento de la mezcla de productos de la etapa de conversión (4) y se transfiere a la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación (3) usando agua a alta presión a una presión por encima de la presión crítica como medio de transferencia de calor. El agua a alta presión procedente del enfriador (5) se calienta adicionalmente antes de entrar al calentador de la mezcla de alimentación (3) y el agua a alta presión enfriada procedente del calentador de la mezcla de alimentación se enfría adicionalmente en el enfriador de agua a alta presión, antes de entrar al enfriador de producto (5).

Según muchas aplicaciones, la presión del agua a alta presión es al menos de 300 bar; preferiblemente la presión del agua a alta presión es al menos de 320 bar tal como una presión en el intervalo de 320 a 350 bar.

En muchas realizaciones, tanto la mezcla de alimentación como la mezcla de productos se consideran fluidos difíciles, es decir, fluidos que tienen riesgo de producir incrustaciones o depósitos y con los cuales los intercambiadores de calor necesitan limpiezas periódicas. Por lo tanto, una realización ventajosa es aquella en la que tanto el calentador de la mezcla de alimentación (3) como el enfriador de producto (5) son intercambiadores de calor de carcasa y tubos con el medio de proceso fluyendo dentro de los tubos y el agua a alta presión fluyendo en el lado de la carcasa de los tubos. De esta forma, los flujos de fluidos se pueden controlar más fácilmente y se minimizan las zonas muertas. Además, el lado interior de los tubos se limpia más fácilmente que el lado de la carcasa, por ejemplo, mediante medios mecánicos y/o químicos o mediante una combinación de ambos.

El área de flujo para la mezcla de alimentación de la primera parte del calentador de la mezcla de alimentación (3), en el que la viscosidad de la mezcla de alimentación puede ser alta, puede ser mayor que en la zona posterior del calentador de la mezcla de alimentación (3), de modo que se minimice la caída de presión en la primera zona del calentador de la mezcla de alimentación. Por lo tanto, una realización es cuando la relación entre el área de flujo para la mezcla de alimentación en la primera parte del calentador de la mezcla de alimentación y el área de flujo para la mezcla de alimentación en la parte posterior del calentador es al menos 2, por ejemplo, al menos 4.

El área de flujo para la mezcla de alimentación se puede cambiar utilizando más tubos de las mismas dimensiones en paralelo o se puede cambiar cambiando el diámetro del tubo interior. Una realización ventajosa es aquella en la que la relación entre el diámetro interior de los tubos en la primera parte del calentador de la mezcla de alimentación (3) y el diámetro interior de los tubos en la parte posterior es al menos 1,5, por ejemplo, de al menos 2.

En muchas aplicaciones, la temperatura de la mezcla de alimentación que sale de la primera parte del calentador de la mezcla de alimentación es al menos 160 °C, por ejemplo, menos 170 °C. Preferiblemente, la temperatura de la mezcla de alimentación que sale de la primera parte del calentador de la mezcla de alimentación es al menos de 180 °C, por ejemplo, al menos 190 °C.

La velocidad de flujo promedio de la mezcla de alimentación (definida como el caudal dividido por el área de flujo) en la segunda parte del calentador de la mezcla de alimentación es según muchas realizaciones de la presente invención al menos 1 m/s, por ejemplo, al menos 1,5 m/s. Preferiblemente, la velocidad de flujo promedio de la mezcla de alimentación (definida como el caudal dividido por el área de flujo) en la segunda parte del calentador de la mezcla de alimentación es al menos 2 m/s, por ejemplo, al menos 2,5 m/s.

La temperatura de la mezcla de alimentación a la entrada del calentador de la mezcla de alimentación está, según muchas realizaciones, en el intervalo de aproximadamente 20 °C a aproximadamente 250 °C, por ejemplo, en el intervalo de 60 °C a aproximadamente 220 °C; preferiblemente la temperatura de la mezcla de alimentación a la entrada del calentador de la mezcla de alimentación está en el intervalo de aproximadamente 80 °C a aproximadamente 200 °C, por ejemplo, de aproximadamente 120 ° C a aproximadamente 180 °C.

Típicamente, la mezcla de alimentación se calienta hasta una temperatura de al menos 340 °C mediante el agua a alta presión, por ejemplo una temperatura de al menos 350 °C; preferiblemente, la mezcla de alimentación se calienta hasta una temperatura de al menos 370 °C mediante el agua a alta presión, tal como por ejemplo una temperatura de al menos 390 °C; más preferiblemente la mezcla de alimentación se calienta a una temperatura en el intervalo de aproximadamente 390 °C hasta aproximadamente 425 °C mediante el agua a alta presión, tal como una temperatura en el intervalo de 395 hasta aproximadamente 420 °C.

La temperatura del agua a alta presión que entra en el lado caliente de la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación (3) está generalmente en condiciones supercríticas tal como una temperatura de al menos 400 °C antes de entrar al calentador de la mezcla de alimentación (3); preferiblemente, la temperatura del agua a alta presión es al menos de 420 °C por ejemplo al menos 430 °C; más preferiblemente, la temperatura del agua a alta presión es al menos 440 °C tal como por ejemplo al menos 450 °C.

El agua a alta presión que sale de la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación (3) está según una realización a una temperatura de al menos 150 °C, antes de salir del calentador de la mezcla de alimentación (3); preferiblemente la temperatura del agua a alta presión que sale de la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación (3) es al menos 150 °C, por ejemplo, al menos 200 °C; más preferiblemente, la temperatura del agua a alta presión de la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación (3) es al menos de 230 °C, tal como por ejemplo al menos 250 °C.

El agua a alta presión que sale del calentador de la mezcla de alimentación (3) se enfría adicionalmente en el enfriador de agua a alta presión, antes de enfriar al enfriador de producto (5). En muchas realizaciones de la presente invención el enfriamiento del agua a alta presión que sale del calentador de la mezcla de alimentación (3) en el enfriador a alta presión se realiza mediante transferencia térmica a un medio de transferencia de calor tal como aceite caliente. El calor extraído en el enfriador de agua a alta presión puede distribuirse, según una realización, a otras zonas del proceso mediante el medio de transferencia de calor como se muestra y describe con más detalles en relación con la figura 5.

El enfriador de agua a alta presión proporciona varias ventajas, según la presente invención:

- La temperatura superficial del área de transferencia de calor en el enfriador del producto (5) se puede mantener y controlar a una temperatura suficientemente alta de tal modo que se evite la solidificación de los compuestos con altos puntos de ebullición sobre las superficies de transferencia de calor sin sacrificar la recuperación de calor global. En muchas realizaciones, tal solidificación de los compuestos con altos puntos de ebullición puede provocar la formación de incrustaciones en las superficies de transferencia de calor y/o el taponamiento de los tubos de transferencia de calor y/o la reducción del factor de vapor.

- El área de transferencia de calor necesaria en el enfriador de producto (5) resulta significativamente reducida debido a una fuerza directriz de mayor temperatura debido al enfriamiento adicional y a la recuperación de calor mediante el enfriador de agua a alta presión.

- El enfriador de agua a alta presión proporciona una opción para ajustar o equilibrar el funcionamiento el enfriador de producto (5).

Después del enfriador de agua a alta presión, el agua a alta presión entra en el enfriador de producto en el lado de la carcasa de los tubos.

Típicamente, la temperatura de entrada del agua a alta presión al enfriador de la mezcla de productos (6) es al menos de 60 °C, como por ejemplo al menos 80 °C; preferiblemente, la temperatura de entrada del agua a alta presión al enfriador de la mezcla de productos (6) es al menos de 100 °C, como por ejemplo al menos 110 °C. En muchas realizaciones, la temperatura de entrada del agua a alta presión al enfriador de la mezcla de productos (6) está en el intervalo de 100 °C a 150 °C, como por ejemplo en el intervalo 100-140 °C; preferiblemente en el intervalo 110-140 °C.

Con frecuencia, la mezcla de productos se enfría hasta una temperatura en el intervalo de 60 °C a 250 °C en el enfriador (6), como por ejemplo en el intervalo de 100 a 200 °C; preferiblemente, se enfría a una temperatura en el intervalo de 120 °C a 180 °C, como por ejemplo una temperatura en el intervalo de 130 °C a 170 °C, mediante intercambio de calor con la mezcla de producto en los intercambiadores de calor.

La figura 3 muestra una descripción esquemática de otra realización de un sistema de calentamiento y enfriamiento en el que el calentador de agua a alta presión se calienta al menos parcialmente mediante la combustión de subproductos resultantes del proceso. Los subproductos pueden comprender gas de proceso procedente de la zona de separación del proceso y/o de la zona de mejora del proceso, y/o fracciones de los hidrocarburos líquidos producidos y/o productos orgánicos solubles en agua un producto sólido combustible tal como carbón producido en el proceso. De este modo, se incrementa la recuperación de energía y se proporciona un proceso muy eficiente energéticamente. Una realización ventajosa es aquella en la que sustancialmente todo el calor necesario en el calentador de agua a alta presión es suministrado por el proceso. De esta forma, el proceso resulta auto-sostenido con la energía para calentar la mezcla de alimentación y se proporciona un proceso muy eficiente desde el punto de vista energético. El gas efluente de dicha combustión se puede enfriar adicionalmente por ejemplo mediante transferencia de calor al medio de transferencia de calor tal como un aceite caliente o una corriente presurizada de agua o vapor para producir vapor saturado o supercalentado. El medio de transferencia de calor se puede usar, según una realización ventajosa, para distribuir la energía extraída del agua a alta presión hacia otras partes del proceso como por ejemplo la etapa de preparación de la alimentación y/o la etapa de recuperación y/o la etapa de mejora o una combinación de ellas.

En una realización alternativa, el calor extraído enfriando el agua a alta presión entre la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación en el primer intercambiador de calor y la etapa de enfriamiento del producto en el segundo intercambiador de calor o enfriando el efluente gaseoso procedente de la etapa de calentamiento con agua a alta presión se usa al menos parcialmente para calefacción urbana.

La figura 4 muestra una descripción esquemática de otra realización de un sistema de calentamiento y enfriamiento en el que se transfiere calor a un medio de transferencia de calor en el enfriador de agua a alta presión y se distribuye a otras partes del proceso. El medio de transferencia de calor puede comprender, según las realizaciones, un aceite caliente, agua y/o vapor y el medio de transferencia de calor se puede usar para distribuir energía extraída procedente del agua a alta presión hacia otras partes del proceso como por ejemplo la etapa de preparación de la alimentación y/o la etapa de recuperación y/o la etapa de mejora.

La figura 5 muestra una realización ventajosa de un proceso a alta presión para la transformación hidrotermal de material carbonoso como biomasa en combustibles renovables para el transporte, lubricantes y/o sustancias químicas finas que comprende presurización y un sistema de reducción de presión.

1. Preparación de la mezcla de alimentación

La primera etapa del proceso es preparar una mezcla de alimentación en forma de una pasta del material carbonoso que se puede bombear. Esto incluye, generalmente, medios para reducir el tamaño y formar una pasta como la dispersión de la materia orgánica con otros ingredientes como agua, catalizadores y otros aditivos como compuestos orgánicos en la mezcla de alimentación.

Un material carbonoso puede estar en forma sólida o puede tener una apariencia sólida, pero también puede estar en forma de un lodo o un líquido. Además, el material o materiales carbonosos pueden estar contenidos en una o en más corrientes de entrada.

Ejemplos no limitadores de materias primas carbonosas son biomasas tales como biomasas y residuos de madera como virutas de madera, polvo de aserradero, restos de aclareo de silvicultura, desmontes, cortezas, ramas, residuos y hierbajos de jardines y parques, plantas energéticas como vástagos, sauces, gramíneas tipo miscanthus y caña común; subproductos de la agricultura como hierbas, paja, tallos, cáscaras y mazorcas de, por ejemplo, trigo, centeno, maíz, arroz, girasol; racimos de frutas vacíos de la producción de aceite de palma, efluente de los fabricantes de aceite de palma (POME, por sus siglas en inglés), restos de la producción de azúcar como bagazo, vinazas, melazas; residuos de invernaderos; cultivos energéticos como micanthus, sorgo, jatrofa, pasto varilla; biomasas acuáticas como macroalgas, microalgas, cianobacterias; estiércoles y restos animales como la fracción de fibra de la producción de ganado; corrientes de residuos municipales e industriales como lejías negras, pastas de papel, fibras fuera de especificación de la producción de papel; residuos y subproductos de la producción de alimentos tales como pulpa de la producción de zumos o vinos; producción de aceite vegetal, residuos sólidos municipales escogidos, residuos domésticos seleccionados en origen, residuos de restaurantes, residuos de mataderos, residuos de aguas residuales, plástico, betún, lignito, y sus combinaciones.

Muchos materiales carbonosos están relacionados con materiales lignocelulósicos tales como la biomasa de madera y los residuos de agricultura. Tales materiales carbonosos comprenden generalmente lignina, celulosa y hemicelulosa.

Una realización incluye un material carbonoso que tiene un contenido de lignina en el intervalo de 1,0 a 60 % en peso, como por ejemplo de 10 a 55 % en peso. Preferiblemente, el contenido de lignina del material carbonoso está en el intervalo de 15 a 40 % en peso, como por ejemplo 20 - 40 % en peso.

El contenido de celulosa del material carbonoso está preferiblemente en el intervalo de 10 a 60 % en peso, tal como por ejemplo un contenido de celulosa en el intervalo de 15 a 45 % en peso. Preferiblemente, el contenido de celulosa del material carbonoso está en el intervalo de 20 a 40 % en peso, tal como por ejemplo 30 - 40 % en peso.

El contenido de hemicelulosa del material carbonoso está preferiblemente en el intervalo de 10 a 60 % en peso, tal como por ejemplo un contenido de celulosa en el intervalo de 15 a 45 % en peso. Preferiblemente, el contenido de celulosa del material carbonoso está en el intervalo de 20 a 40 % en peso, tal como por ejemplo 30 - 40 % en peso.

Dependiendo de la materia orgánica específica que se transforme y de cómo se reciba, la reducción de tamaño se puede realizar en una o en más etapas; por ejemplo, el material carbonoso se puede tratar tal cual y posteriormente mezclarlo con otros ingredientes en la misma etapa, o puede ser previamente troceado y molido hasta un tamaño adecuado para el procesado posterior y reducción de tamaño en la etapa de mezcla. Con frecuencia, el tamaño del material carbonoso se reduce hasta que sus partículas tengan un tamaño menor de 10 mm, tal como por ejemplo un tamaño de partículas menor de 5 mm en la etapa de pre-molienda; preferiblemente, un tamaño de partícula de menos de 3 mm tal como por ejemplo menos de 2 mm.

Según una realización, la molienda previa se puede realizar utilizando una trituradora, un molino de corte, un molino de martillos, un molino de tambor, un molino de rotor o una combinación de ellos.

De manera ventajosa, la etapa de molienda previa puede comprender además medios para la eliminación de impurezas tales como metales, piedras, suciedad como arena y/o para separar las fibras fuera de especificación del material carbonoso con tamaños de partículas mayores de dicho tamaño de partícula máximo. Tales medios pueden comprender separación magnética, lavado, separación por densidades tal como separación por flotación, mesas vibratorias, separadores acústicos, tamices y combinaciones de ellos. Dichos medios pueden estar presentes antes de la etapa de molienda previa y/o después de la etapa de molienda previa.

El material carbonoso se mezcla posteriormente con otros ingredientes de la mezcla de alimentación. Esos otros ingredientes pueden incluir:

1. Crudo reciclado (hidrocarburos) producido en el proceso o una fracción del aceite (hidrocarburos producidos por el proceso); preferiblemente en una proporción en peso respecto de la materia orgánica libre de cenizas seca en el intervalo de 0,5 a 1,5, como por ejemplo una relación de 0,8 a 1,2. El crudo reciclado puede comprender fenoles, fenoles alquilados, polifenoles, fenoles monoméricos y oligoméricos, creosol, timol, alcoxifenoles, alcohol p-cumarílico, alcohol coniferílico, alcohol sinapílico, flavenoles, catecoles.

2. Concentrado reciclado de la fase acuosa resultante del proceso que comprende el catalizador homogéneo recuperado y compuestos orgánicos solubles en agua tales como uno o más componentes escogidos entre:

a. Cetonas tales como acetona, propanona, butanonas, pentanonas, pentenonas, ciclopentanonas, como la 2,5-dimetil-ciclopentanona, ciclopentenonas, hexanonas y ciclohexanonas tales como la 3-metilhexanona, quinonas, etc.

b. Alcoholes y polialcoholes tal como metanol, etanol, propanoles (incluyendo isopropanol), butanoles, pentanoles, hexanoles, heptanoles, octanoles como el 2-butil-1-octanol, hidroquinonas, etc

c. Fenoles, fenoles alquilados, polifenoles, fenoles monoméricos y oligoméricos, creosol, timol, alcoxifenoles, alcohol p-cumarílico, alcohol coniferílico, alcohol sinapílico, flavenoles, catecoles.

d. Ácidos carboxílicos como ácido fórmico, ácido acético y ácidos fenólicos como ácido fénico, ácidos benzoicos, ácido cumarínico, ácido cinámico, ácido abiético, ácido oleico, ácido linoleico, ácido palmítico, ácido esteárico

e. Furanos como el THF, etc

f. Alcanos, alquenos, tolueno, cumeno etc

y combinaciones de ellos.

En general, los compuestos orgánicos solubles en agua constituyen una mezcla compleja de las sustancias anteriores y la mezcla de alimentación puede comprender tales sustancias orgánicas solubles en agua en una concentración comprendida entre aproximadamente 1 % en peso a aproximadamente 10 % en peso, como por ejemplo una concentración en el intervalo de aproximadamente 2 % en peso hasta aproximadamente 5 % en peso.

3. Una preparación de un catalizador homogéneo en forma de carbonato de potasio y/o hidróxido de potasio y/o acetato de potasio; se añade preferiblemente en forma de una disolución acuosa y se añade en una cantidad tal que la concentración total de potasio en la mezcla de alimentación resultante es al menos 0,5 % en peso, como por ejemplo una concentración en la mezcla de alimentación de al menos 1,0 % en peso; preferiblemente, la concentración de potasio es al menos 1,5 % en peso, tal como por ejemplo al menos 2,0 % en peso.

4. Una preparación de una base para el ajuste del pH. Preferiblemente, se añade hidróxido de sodio a la mezcla de alimentación en una cantidad tal que el pH medido en la fase de agua reciclada sea superior a 7 y esté preferiblemente en el intervalo de 8,0 a 12,0, como por ejemplo en el intervalo de 8,0 a 10,0.

Los ingredientes 1 a 4 están todos, preferiblemente, en forma líquida y, de manera ventajosa, se pueden premezclar y opcionalmente precalentar antes de mezclarlos con la materia orgánica para producir dicha mezcla de alimentación. El premezclado y/o el precalentado pueden reducir el tiempo de carga y el tiempo de calentamiento requerido en el mezclador.

La mezcla del material carbonoso y los otros ingredientes se realiza en un mezclador de tal modo que se forme una pasta o lodo homogéneo. Dicho mezclador puede ser un depósito o recipiente con agitación con medios para mezclar, dispersar y homogeneizar de manera eficiente materiales viscosos, como un mezclador planetario, una amasadora o un mezclador tipo Banbury. Preferiblemente, el mezclador está también equipado con medios para precalentar dicha mezcla de alimentación hasta una temperatura en el intervalo de 80 a 220 °C, preferiblemente en el intervalo de 130 a 200 °C y más preferiblemente en el intervalo de 150 a 180 °C a suficiente presión para evitar la ebullición, tal como una presión en el intervalo 1-30 bar, preferiblemente en el intervalo 4-20 bar, como por ejemplo en el intervalo 5-10 bar. El calentamiento de la mezcla de alimentación hasta las temperaturas de los intervalos previamente indicados da como resultado el reblandecimiento y/o la disolución al menos parcial de las sustancias carbonosas, lo que hace que la mezcla de alimentación sea más fácil de homogeneizar y así conseguir que sus partículas se reduzcan de tamaño. Los medios preferidos para calentar dicha mezcla de alimentación durante la preparación según la presente invención incluyen una camisa de calentamiento. En una realización preferida el calor para precalentar dicha mezcla de alimentación se obtiene del enfriamiento del material carbonoso convertido que comprende productos hidrocarbonados líquidos, por ejemplo, mediante el uso de un medio de transferencia de calor para la extracción de calor del enfriador de agua a alta presión a un medio de transferencia de calor y para la distribución de calor tal como se describe con más detalle previamente en relación con las figuras 3-5. Debido a ello, se puede mejorar más la eficiencia energética del proceso. El mezclador se puede equipar también con un circuito de recirculación en el que se retira material de dicho mezclador y se recircula al menos parcialmente en un circuito externo o interno y se reintroduce en dicho mezclador para controlar las características de la mezcla de alimentación, por ejemplo, propiedades reológicas como la viscosidad y/o el tamaño de partículas hasta un nivel predefinido. El circuito externo puede comprender además uno o más dispositivos de reducción de tamaño y/u homogeneización, tales como un macerador y/o un molino coloidal y/o un molino cónico o una combinación de estos equipos en una disposición en serie y/o en paralelo.

Preferiblemente, el material carbonoso se alimenta al mezclador de forma gradual, poco a poco, mejor que de una vez para controlar la viscosidad de la mezcla de alimentación y que esa mezcla de alimentación se pueda seguir bombeando, mientras se sigue reduciendo el tamaño de sus partículas y homogeneizando. El control de la viscosidad se puede realizar midiendo el consumo de energía del mezclador y/o del molino coloidal y añadiendo materia orgánica a la mezcla de alimentación según un consumo de energía predefinido. Es más ventajoso no vaciar el mezclador completamente entre lotes ya que la mezcla de alimentación preparada actúa como un agente de textura para el lote siguiente y de esta forma ayuda a homogeneizar el lote siguiente haciendo que sea más bombeable y, por tanto, el material carbonoso se puede añadir más rápido.

Otro medio preferido para mezclar a fondo de manera homogénea los ingredientes de la mezcla de alimentación incluye usar mezcladores en línea. Tales mezcladores en línea pueden introducir además una acción de corte con cuchillas o tijeras y/o una acción de autolavado. Una realización preferida de tal dispositivo en línea incluye uno o más extrusores.

La mezcla de alimentación procedente de la etapa de mezcla de las sustancias de la mezcla de alimentación se puede alimentar a un depósito de almacenamiento temporal antes de entrar en la etapa de presurización del proceso. Dicho depósito de mezcla puede equiparse con medios para agitar dicha mezcla de almacenamiento en el depósito de almacenamiento temporal y/o medios de circulación para hacer circular dicha mezcla de alimentación alrededor de dicho depósito de almacenamiento temporal, de tal forma que la mezcla de alimentación se mantenga partida en un estado de láminas delgadas y más fácil de bombear. Opcionalmente, la mezcla de alimentación se puede expandir antes de entrar al depósito de almacenamiento temporal, de tal forma que la mezcla de alimentación se pueda homogeneizar y hacer que tenga partículas pequeñas, todavía más.

Típicamente, el contenido seco de material carbonoso en la mezcla de alimentación según la presente invención está en el intervalo de 10 a 40 % en peso, preferiblemente en el intervalo de 15 a 35 % y más preferiblemente en el intervalo de 20 a 35 % en peso.

El proceso necesita que dicha mezcla de alimentación contenga agua. Típicamente, el contenido de agua en dicha mezcla de alimentación es al menos de 30 % en peso y está en el intervalo de 30 a 80 % en peso y preferiblemente está en el intervalo de 40 a 60 % en peso.

2. Presurización.

La segunda etapa de una realización ventajosa de un proceso a alta presión es la presurización hasta la presión deseada para dicho proceso de conversión. Dicha presurización hasta la presión de reacción deseada se realiza esencialmente antes de calentar desde la temperatura de entrada a la etapa de preparación de la mezcla de alimentación hasta la temperatura de reacción en el sistema de enfriamiento y calentamiento con agua a alta presión.

Típicamente, la mezcla de alimentación se presuriza hasta una presión de funcionamiento durante dicho calentamiento y conversión de al menos 150 bar tal como por ejemplo de 180 bar; preferiblemente dicha presión de funcionamiento es al menos de 221 bar, como por ejemplo al menos 250 bar y, más preferiblemente, dicha presión de funcionamiento durante la conversión es al menos de 300 bar. Incluso más preferiblemente, la presión de funcionamiento está en el intervalo de 300-400 bar, como por ejemplo en el intervalo 300-350 bar.

Muchas realizaciones se refieren al procesado de mezclas de alimentación con un alto contenido de material carbonoso tal como se ha descrito previamente. Típicamente, tales mezclas de alimentación tienen densidades en el intervalo de 1050 a 1200 kg/m3 y, típicamente, se comportan como una pasta seudoplástica homogénea más bien que como una suspensión de partículas discretas (líquido). La viscosidad de tales pastas puede variar ampliamente con la velocidad de cizallamiento debido a su comportamiento seudoplástico (disminución de la viscosidad al aumentar el cizallamiento) y puede estar en el intervalo de 103 a 107 cP dependiendo de la tasa de cizallamiento específica y del material carbonoso que se esté tratando.

Un aspecto se refiere a un sistema de presurización para presurizar tales mezclas de alimentación seudoplásticas altamente viscosas. Según una realización preferida, el sistema de presurización comprende dos o más amplificadores de presión cada uno de los cuales comprende cilindros con un pistón equipado con medios de accionamiento para aplicar y/o recibir una fuerza al pistón tal como se muestra y describe en relación con las figuras 2-9. De manera ventajosa, los medios de accionamiento de los pistones en los cilindros según la presente invención incluyen medios accionados hidráulicamente.

En una realización ventajosa, la energía de la presión se recupera en la etapa de reducción de presión descrita más adelante en la etapa “6. Reducción de presión” y se transfiere a un depósito de absorción de energía, en el que la energía absorbida por el dispositivo de reducción de presión se transfiere al depósito, para su utilización posterior en, por ejemplo, la etapa de presurización. Por lo tanto, se obtiene un proceso a alta presión muy eficiente en energía.

3. Calentamiento

La mezcla de alimentación presurizada se calienta posteriormente hasta una temperatura de reacción de al menos 340 °C y hasta un máximo de aproximadamente 450 °C, como por ejemplo en el intervalo de 350 a 430 °C, preferiblemente en el intervalo 370 a 430 °C, como por ejemplo en el intervalo de 380 a 420 °C, más preferiblemente en el intervalo de 390 a 420 °C, como por ejemplo en el intervalo de 400 a 415 °C.

El calentamiento de la mezcla de alimentación se realiza mediante intercambio de calor indirecto con agua a alta presión. Usando tal medio de transferencia de calor se obtiene que tanto la mezcla de alimentación como la mezcla de productos puedan fluir dentro de los tubos lo que permite de este modo una limpieza más fácil.

Mediante dicha recuperación de calor se obtiene que el proceso resulte muy eficiente energéticamente, ya que la mayoría del calor necesario se recupera. En muchas realizaciones, al menos 40 % de la energía necesaria para calentar la mezcla de alimentación hasta la temperatura de reacción deseada se recupera, tal como por ejemplo al menos 50 % de la energía necesaria para calentar la mezcla de alimentación hasta la temperatura de reacción deseada se recupera. Preferiblemente, al menos el 60 % de la energía necesaria para calentar la mezcla de alimentación hasta la temperatura de reacción deseada es recuperada, tal como por ejemplo el 70 % de la energía necesaria es recuperada.

4. Reacción

Tras el calentamiento hasta la temperatura de reacción, dicha mezcla de alimentación presurizada y calentada se mantiene a la presión y temperatura deseadas en una zona de reacción durante un tiempo predeterminado. Las características de la corriente alimentada y/o la combinación de presión y temperatura permiten generalmente acortar los tiempos de reacción y/u obtener un producto hidrocarbonado líquido que haya reaccionado más que en la técnica anterior sin sacrificar el rendimiento y/o la calidad del producto deseado. El tiempo predefinido en dicha zona de reacción, según una realización de la presente invención, puede estar en el intervalo de 1 a 60 minutos, como por ejemplo de 2 a 45 minutos; preferiblemente dicho tiempo predefinido en dicha zona de reacción está en el intervalo de 3 a 30 minutos, como por ejemplo en el intervalo de 3 a 25 minutos, más preferiblemente en el intervalo de 4 a 20 minutos, como por ejemplo de 5 a 15 minutos.

5. Enfriamiento

La corriente de salida del reactor que comprende el producto hidrocarbonado líquido, agua con sustancias orgánicas solubles en agua y sales disueltas, gas que comprende dióxido de carbono, hidrógeno y metano y, eventualmente, partículas suspendidas procedentes del material carbonoso convertido, entra en el enfriador (6), en el que se enfría por contacto con agua a alta presión procedente del enfriador de agua a alta presión como se muestra y se describe en las figuras 2-4.

Típicamente, la temperatura de entrada del agua a alta presión al enfriador de la mezcla de productos (6) es al menos de 60 °C, como por ejemplo 80 °C; preferiblemente, la temperatura de entrada del agua a alta presión al enfriador de la mezcla de productos (6) es al menos de 100 °C, como por ejemplo 110 °C. En muchas realizaciones la temperatura de entrada del agua a alta presión al enfriador de la mezcla de productos (6) está en el intervalo de 100 °C a 150 °C, como por ejemplo en el intervalo 110 - 140 °C.

Con frecuencia, la mezcla de productos se enfría hasta una temperatura en el intervalo de 80 °C a 250 °C en el enfriador (6), como por ejemplo en el intervalo de 100 a 200 °C; preferiblemente se enfría a una temperatura en el intervalo de 120 a 180 °C, como por ejemplo una temperatura en el intervalo de 130 °C a 170 °C, mediante el intercambio de calor con la mezcla de productos en los intercambiadores de calor.

Una realización preferida es aquella en la que dicho intercambio de calor se realiza mediante transferencia de calor indirecta con agua a alta presión. Usando tal transferencia de calor indirecta mediante un medio de transferencia de calor se obtiene que tanto la mezcla de alimentación como la mezcla de productos puedan fluir dentro de los tubos, lo que permite de este modo una limpieza más fácil. Opcionalmente, el medio de transferencia de calor se puede calentar o se puede enfriar adicionalmente, lo que permite una mayor capacidad de control y una mayor flexibilidad para el calentamiento y el enfriamiento. Dicho medio de transferencia de calor también se puede usar para transferir calor a o desde otras operaciones unitarias del proceso, como por ejemplo el pretratamiento 1 y/o la parte de mejora del proceso.

6. Reducción de la presión

El producto enfriado se introduce en un dispositivo de reducción de presión, en el que se reduce la presión desde la presión de conversión hasta una presión de menos de 200 bar, como por ejemplo una presión de menos de 120 bar. Preferiblemente, la presión se reduce a menos de 90 bar, como por ejemplo a menos de 80 bar. Más preferiblemente, la presión se reduce a menos de 50 bar, como por ejemplo a una presión en el intervalo de 10 bar a 40 bar.

Entre los dispositivos de reducción de presión adecuados se incluyen dispositivos de reducción de presión que comprenden varias unidades tubulares en una disposición en serie y/o en paralelo con una longitud y y una sección transversal interna adaptadas para reducir la presión al nivel deseado.

En una realización preferida, la mezcla de productos enfriada entra en un dispositivo de reducción de la presión, en el que la unidad de reducción de presión comprende al menos una entrada y una salida, estando adaptada la unidad de reducción de presión para recibir un fluido presurizado al nivel de la presión de proceso en la entrada, estando adaptado para aislar el fluido presurizado recibido del proceso aguas arriba y de la salida y estando adaptada para reducir la presión del fluido hasta un nivel más bajo predeterminado y adicionalmente estando adaptada para hacer salir el fluido a través de la salida mientras permanece todavía aislado del proceso de aguas arriba.

En general, la unidad de reducción de presión comprende una válvula actuada en la entrada y una válvula actuada en la salida y un dispositivo de presurización entre la válvula de entrada y la válvula de salida. Además, una unidad de reducción de presión según una realización de la presente invención comprende medios para medir la presión aguas arriba de la válvula de entrada, entre la válvula de entrada y la válvula de salida y aguas abajo de la válvula de salida.

Adicionalmente, la unidad de reducción de presión puede comprender una unidad de bombeo que tiene un cilindro y un pistón, así como medios para el accionamiento del pistón dentro del cilindro. De manera ventajosa, la unidad de reducción de presión comprende además un indicador de posición que indica la posición del ciclo del dispositivo de reducción de presión y que está adaptado para proporcionar una señal de control para abrir o cerrar al menos una válvula en el sistema de reducción de presión.

Una realización ventajosa de un dispositivo de reducción de presión es aquella en la que la bomba de reducción de presión está conectada a otra bomba que acciona la presurización del depósito de absorción de energía. Por ejemplo, el dispositivo de reducción de presión comprende adicionalmente un depósito de energía, de forma que la bomba de presurización está conectada operativamente con el depósito y de forma que la energía absorbida por la bomba se convierte y se transfiere a la bomba de presurización.

En una realización preferida, el depósito de energía acciona una bomba de presurización adaptada para presurizar la mezcla de alimentación en la etapa de presurización (etapa 2 anterior) del proceso de alta presión. En una realización, esto se realiza mediante una turbina de baja presión conectada a un generador que genera energía eléctrica, y la electricidad generada reduce la energía necesaria para accionar la bomba de presurización en la etapa de presurización.

Típicamente, el dispositivo de reducción de presión está diseñado para bajas velocidades de carrera (volúmenes grandes de carrera) lo que permite por tanto el uso de válvulas actuadas para llenar y vaciar los cilindros mejor que válvulas antirretorno. Las válvulas actuadas preferidas son las válvulas de compuerta y las válvulas de bola o una combinación de las mismas.

La velocidad de carrera de los pistones según una realización de la presente invención puede ser de aproximadamente 1 carrera por minuto hasta aproximadamente 150 carreras por minuto, tal como por ejemplo de aproximadamente 5 carreras por minuto hasta aproximadamente 100 carreras por minuto. Preferiblemente, la velocidad de carrera de los pistones es de aproximadamente 10 a aproximadamente 80 carreras por minuto, tal como una velocidad de carrera del pistón en el intervalo de 20 carreras por minuto a aproximadamente 60 carreras por minuto. Además de permitir el uso de válvulas actuadas la baja velocidad de carrera del pistón reduce el desgaste de los pistones, de las juntas y de los asientos de las válvulas.

La temperatura de entrada al dispositivo de reducción de presión está generalmente en el intervalo de aproximadamente 10 °C a aproximadamente 250 °C, como por ejemplo de aproximadamente 20 °C a aproximadamente 220 °C.; preferiblemente, la temperatura de entrada a los cilindros de amplificación de presión está en el intervalo de aproximadamente 50 °C a aproximadamente 210 °C, tal como por ejemplo de aproximadamente 80 °C a aproximadamente 200 °C; incluso más preferiblemente, la temperatura de entrada a los cilindros de ampliación de presión está en el intervalo de aproximadamente 100 °C a aproximadamente 180 °C tal como por ejemplo de aproximadamente 120 °C a aproximadamente 170 °C.

Para aplicaciones en las que la temperatura supera aproximadamente 120 °C, como por ejemplo aproximadamente 140 °C, los cilindros se pueden equipar también con medios de enfriamiento de las juntas de pistón con el fin de resistir las condiciones de funcionamiento.

7. Separación.

La mezcla despresurizada procedente de dicha reducción de presión de la mezcla de productos hidrocarbonados que contienen líquidos se lleva posteriormente a una etapa de separación. La etapa de separación puede comprender medios para separar el gas de dicha mezcla. Dichos medios de separación pueden comprender un separador flash o un desgasificador, en el que la mezcla de productos entra en el separador por encima del nivel de líquido y el gas se extrae desde la parte superior.

Según una realización, dicho gas se puede usar para producir calor para calentar el proceso como se muestra en la figura y se describe previamente con más detalle. Opcionalmente, el gas se puede enfriar para que condensen compuestos tales como por ejemplo agua antes de dicho uso para producir calor para su uso en calentamiento en el proceso.

Una realización especialmente preferida incluye un sistema en el que la mezcla de alimentación convertida / mezcla de productos se enfría en primer lugar hasta una temperatura de 60 a 250 °C, se expande hasta una presión en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 150 bar tal como por ejemplo en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 100 bar y se conduce a un separador de fase / desgasificador para la separación de la mezcla de productos en al menos una fase gaseosa y una fase residual.

En una realización ventajosa, la fase gaseosa separada se enfría primero hasta una temperatura en el intervalo de 80 a aproximadamente 200 °C, se expande hasta una presión en el intervalo de 60 a 110 bar, tal como por ejemplo en el intervalo de 70 a 100 bar y se conduce a un separador de fase / desgasificador para la separación de la mezcla de productos en al menos una fase gaseosa y una fase residual.

Como se ejemplifica adicionalmente más adelante, la fase gaseosa a menudo comprende dióxido de carbono, hidrógeno, monóxido de carbono, metano, etano, propano, isopropano, butano, isobutano, agua, metanol, etanol, acetona.

Una realización ventajosa incluye extraer / separar el hidrógeno de la fase gaseosa separada e introducirlo en dicho proceso de mejora de los hidrocarburos (etapa 8 opcional).

Una realización comprende extraer / separar el hidrógeno de la fase gaseosa separada mediante una técnica de separación de gases con membrana. Otra realización comprende extraer / separar el hidrógeno usando una técnica de adsorción por oscilación de presión. Otra realización más comprende extraer /separar el hidrógeno de dicha fase gaseosa separada mediante las etapas de:

- separar la mezcla de alimentación convertida / mezcla de productos en una fase gaseosa y una fase residual;

- enfriar el gas separado hasta una temperatura en el intervalo de aproximadamente 31 a 50 °C y separar la fase de gas enfriado en una fase condensada sustancialmente libre de hidrógeno y una fase de gas residual enriquecida en hidrógeno y dióxido de carbono en un separador de fases;

- enfriar adicionalmente la fase gaseosa separada hasta una temperatura en el intervalo de aproximadamente 10 hasta un máximo de aproximadamente 31 °C y separar la fase gaseosa residual enfriada en una fase líquida que comprende CO2 y una fase de gas residual enriquecida en hidrógeno, en un separador;

- introducir el gas enriquecido en hidrógeno en el proceso de purificación después de la etapa de presurización.

Los medios de separación pueden proporcionar además al menos una separación burda de la mezcla desgasificada en una corriente rica en hidrocarburos líquidos y una corriente rica en agua residual, por ejemplo, una separación gravimétrica en un separador de 3 fases.

La corriente rica en agua que comprende productos orgánicos solubles en agua, partículas suspendidas y sales disueltas puede ser retirada al menos parcialmente de dicho separador gravimétrico, y alimentada a una unidad de recuperación, opcionalmente después de una separación adicional mediante medios gravimétricos, filtración y/o centrifugación para eliminar las partículas suspendidas.

La mezcla desgasificada u, opcionalmente la corriente rica en hidrocarburos líquidos, se retira de dicho medio de separación de gases y se puede separar adicionalmente; por ejemplo, puede ser necesario deshidratar de manera eficiente y/o quitar las sales / quitar las cenizas de la corriente rica en hidrocarburos líquidos antes de introducirla en la parte de mejora del proceso.

En muchos aspectos, dicha separación adicional comprende una o más etapas de separación gravimétrica equipadas opcionalmente con medios para coalescer las gotitas de agua o de aceite, tal como una o más etapas de coalescencia electrostáticas. En otros aspectos dicha separación adicional puede incluir la separación en una o más etapas de centrifugación, tal como la separación en una o más centrífugas de 3 fases, tal como una o más centrífugas de boles de discos y/o una o más centrífugas de decantación.

Con frecuencia, la temperatura de funcionamiento de la separación adicional se escoge de tal modo que se obtenga una viscosidad dinámica del producto hidrocarbonado líquido en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 30 centipoise durante dicha separación adicional, como por ejemplo en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 25 centipoise durante dicha separación adicional; preferiblemente, la temperatura de la separación se escoge de tal modo que se obtenga una viscosidad dinámica en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 20 centipoise, como por ejemplo en el intervalo de 5 a 15 centipoise.

La temperatura de funcionamiento de dicha separación adicional según una realización de la presente invención puede estar en el intervalo de 80 a 250 °C, como por ejemplo en el intervalo de 120 a 200 °C, preferiblemente al menos la primera de dichas etapas de separación adicional funciona a una temperatura en el intervalo de 130 a 180 °C, como por ejemplo una temperatura en el intervalo de 150 a 170 °C.

La presión de funcionamiento de dicha separación adicional puede estar en el intervalo de 10 a 120 bar, como por ejemplo en el intervalo 15-80 bar; preferiblemente dicha separación adicional está funcionando a una presión en el intervalo de 25 a 50 bar, como por ejemplo en el intervalo 30-50 bar.

Muchos aspectos se refieren al uso de uno o más separadores de fase, en los que el tiempo de residencia en cada uno de los separadores de fase está en el intervalo 1-30 minutos, como por ejemplo en el intervalo de 1 a 20 minutos; preferiblemente el tiempo de residencia en cada uno de los separadores está en el intervalo de 2 a 15 minutos.

En un aspecto adicional, se puede añadir un agente reductor de la viscosidad a la mezcla de alimentación convertida antes y/o durante la separación adicional. A menudo, el agente reductor de viscosidad puede ser un disolvente orgánico que tiene un punto de ebullición por debajo de 200 °C, tal como por debajo de 150 °C, preferiblemente por debajo de 140 °C, por ejemplo, por debajo de 130 °C.

La proporción en peso del agente reductor de la viscosidad añadido a la cantidad de crudo renovable puede estar, según muchas realizaciones, en el intervalo de 0,01 a 2, como por ejemplo en el intervalo de 0,05 a 1; preferiblemente la relación en peso del agente reductor de la viscosidad añadido al crudo renovable que contiene cantidades bajas de azufre y oxígeno está en el intervalo de 0,1 a 0,5, como por ejemplo en el intervalo de 0,1 a 0,4. Más preferiblemente, la relación en peso del agente de reducción de viscosidad añadido al crudo renovable que contiene cantidades bajas de azufre y oxígeno está en el intervalo de 0,2 a 0,4, como por ejemplo en el intervalo de 0,2 a 0,35.

Una realización preferida es aquella en la que el agente o agentes reductores de la viscosidad comprenden una o más cetonas, como metiletilcetona (MEK) y/o 2-heptanona y/o 2,5-dimetil-pentanona y/o uno o más alcoholes, como metanol, etanol, propanol, isopropanol, butanol, isobutanol y/o uno o más compuestos aromáticos como tolueno, xileno, cumeno y/o uno o más alcanos como hexano, n-heptano, octano, nonano, decano, dodecano o una combinación de ellos.

Una realización especialmente preferida es aquella en la que el agente o agentes reductores de viscosidad comprenden una o más cetonas en una concentración en el intervalo 30-60 % en peso, y uno o más alcoholes en una concentración en el intervalo 5-30 % en peso y uno o más compuestos aromáticos en una concentración en el intervalo 10 a 40 % en peso y uno o más alcanos en una concentración en el intervalo 10 a 30 % en peso.

De manera ventajosa, el agente reductor de viscosidad comprende una fracción del crudo ligero y se recupera aguas abajo de dicha etapa de separación adicional y antes de proporcionar el crudo renovable con bajo contenido en azufre y oxígeno a dicha etapa opcional de mejora.

Según una realización preferida, el agente reductor de la viscosidad se recupera en una etapa de evaporación tal como una etapa de separación y/o destilación flash a una temperatura en el intervalo 100-200 °C como por ejemplo en el intervalo 100-160 °C; preferiblemente, el agente reductor de viscosidad se recupera en una etapa de evaporación que funciona a una temperatura en el intervalo 100-150 °C, como por ejemplo en el intervalo 100-130 °C.

Una realización particularmente preferida es aquella en la que el agente reductor de viscosidad se recupera sustancialmente en una o más etapas de destilación flash produciendo una fase de crudo de bajo contenido en azufre y una fase de destilado, y en la que la temperatura flash está en el intervalo 100-200 °C, como por ejemplo en el intervalo 100-160 °C; preferiblemente el agente reductor de viscosidad se recupera en la etapa de destilación flash produciendo una fase de crudo con bajo contenido en azufre y una fase de destilado, en la que la temperatura flash está en el intervalo 100-150 °C, como por ejemplo en el intervalo 100-130 °C.

Según otro aspecto, se puede añadir un agente de lavado que comprende agua al producto hidrocarbonado líquido antes o durante dicha etapa de separación de fases con el fin de controlar más el contenido de sales y cenizas del crudo antes de introducirlo en la etapa de mejora según la presente invención. El agente de lavado que comprende agua puede introducirse en varias etapas, de acuerdo con la presente invención.

La relación de peso de agente de lavado que comprende agua a (peso de) crudo puede estar, de manera ventajosa, en el intervalo de 0,05 a 5,0, de tal modo que la relación de peso entre el agente de lavado que comprende agua y el crudo está en el intervalo de 0,05 a 3,0; preferiblemente la relación de peso de agente de lavado que comprende agua a crudo está en el intervalo 0,1 a 2,0, como por ejemplo una relación de peso en el intervalo 0,1-1,0.

El agente de lavado que comprende agua puede comprender adicionalmente, según una realización, un agente de acidificación tal como el ácido acético o el ácido cítrico. El agente de acidificación se puede añadir de tal forma que se obtenga un pH de la fase acuosa tras la separación del agua que comprende agente de lavado en el intervalo 2 a 7, como por ejemplo un pH en el intervalo de 2,5 a 6,5; preferiblemente, el agente de acidificación se añade de tal forma que se obtiene un pH de la fase acuosa tras la separación del agua que comprende agente de lavado en el intervalo 2,75 a 6, como por ejemplo un pH en el intervalo 3 a 5,5.

Según una realización, la separación adicional puede comprender además una o más etapas de filtración del producto hidrocarbonado líquido. Según algunos aspectos preferidos de la presente invención, la etapa de filtración puede comprender la primera etapa de separación adicional y/o la etapa de filtración puede ser una etapa final antes de introducir opcionalmente el crudo en un proceso de mejora y purificación según una realización.

8. Recuperación

Las fases acuosas procedentes de la separación del gas y de los medios adicionales de separación se alimentan a un dispositivo de recuperación, en el cual se recuperan compuestos orgánicos líquidos en forma de sustancias orgánicas solubles en agua y/o los catalizadores homogéneos se recuperan en forma concentrada y se reciclan al dispositivo de preparación de la mezcla de alimentación 1. Como se menciona previamente en el apartado “1. Preparación” los compuestos orgánicos solubles en agua presentes en dicha fase acuosa comprenden una mezcla compleja de cientos de diferentes compuestos incluyendo uno o más compuestos de cetonas, alcoholes y polialcoholes, fenoles y fenoles alquilados, ácidos carboxílicos, furanos, alcanos, alquenos, tolueno, cumeno, etc.

Preferiblemente, dicho dispositivo de recuperación comprende una o más etapas de evaporación, en las que se evapora el agua de dichas fases acuosas combinadas y, de este modo, se proporciona un destilado y un concentrado. El grado de concentración se escoge de tal forma que se proporcione una cantidad de destilado que corresponda a la cantidad de agua añadida con el material carbonoso, el catalizador homogéneo y la base preparada en el pretratamiento. Típicamente, la relación de concentrado a las fases acuosas combinadas que entran en la unidad de recuperación está en el intervalo de aproximadamente 0,1 a aproximadamente 0,9, como por ejemplo en el intervalo de 0,2 a 0,8. Con frecuencia, la relación de concentrado a las fases acuosas combinadas que entran en la unidad de recuperación está en el intervalo de aproximadamente 0,25 a aproximadamente 0,7, como por ejemplo en el intervalo de 0,3 a 0,6. En otras realizaciones de la presente invención , la relación de concentrado a las fases acuosas combinadas que entran en la unidad de recuperación está típicamente en el intervalo de aproximadamente 0,25 a aproximadamente 0,6, como por ejemplo en el intervalo de 0,3 a 0,6.

Las fases acuosas combinadas se pueden precalentar hasta una temperatura de por ejemplo 70-130 °C, por ejemplo a una temperatura en el intervalo de 80 a 115 °C antes de entrar en dicho evaporador. El calor para dicho precalentado es proporcionado preferiblemente por la recuperación de calor procedente de una corriente de proceso y/o de la corriente de destilado saliente antes de entrar en el evaporador. En el evaporador, se evapora agua a partir de dicha mezcla que comprende sustancias orgánicas solubles en agua y sales disueltas a una temperatura de aproximadamente 100 a aproximadamente 115 °C. En estos casos, la recuperación de calor de dicha corriente de proceso se puede realizar mediante un medio de transferencia de calor tal como aceite caliente.

El pH de la fase de agua combinada que entra a la recuperación se mantiene preferiblemente, según la presente invención, en condiciones alcalinas, por ejemplo, en el intervalo de 7 a 14, tal como un pH en el intervalo de 8 a 12; preferiblemente, el pH de la fase acuosa que se dirige a la unidad de recuperación se mantiene en el intervalo de 8 a 11. Funcionar de este modo, con un pH de entrada tal a la unidad de recuperación, tiene la ventaja de reducir la cantidad de compuestos fenólicos en el destilado.

Una realización de dicha etapa o etapas de recuperación es aquella en la que la etapa de recuperación comprende una o más etapas flash.

Una realización preferida de dicha etapa de recuperación es aquella en la cual la etapa de recuperación comprende la evaporación en dos o más etapas que funcionan a una presión y temperatura decrecientes y cada una de ellas se calienta con el vapor evaporado de la etapa precedente para minimizar el calor necesario para la evaporación.

De manera ventajosa, el evaporador puede comprender además la condensación de dicho vapor evaporado en dos o más etapas de condensación, donde las temperaturas de condensación en dichas etapas de condensación decrecen de tal forma que se obtiene un fraccionamiento de la fracción evaporada, es decir, una fracción que comprende agua y eventualmente compuestos de puntos de ebullición más altos y una fracción en la que se concentran compuestos que tienen un temperatura de ebullición más baja que la del agua.

Preferiblemente, dicho vapor evaporado pasa a un desnebulizador y/o a un rompedor de espuma antes de la condensación de dicha fracción evaporada por enfriamiento. De manera ventajosa, el evaporador puede estar equipado, además, según la presente invención con un sistema de coalescencia, en el cual la fracción evaporada se pone en contacto con un absorbente. En una realización particularmente preferida dicho absorbente comprende una base, como hidróxido de sodio.

En algunas realizaciones, el evaporador puede incluir aumentar la temperatura de condensación de dicha agua evaporada aumentando la presión mediante un soplador, un compresor (recompresión de vapor mecánica) o un eyector de chorro de vapor (recompresión de vapor térmica), o una combinación de los mismos. De este modo el vapor de agua evaporado se puede usar como medio de calentamiento para la evaporación en dicho evaporador, y dicho evaporador se hace muy eficiente energéticamente ya que no es necesario suministrar el calor latente de evaporación a dicha etapa de evaporación.

Debería notarse que dichos condensadores pueden comprender intercambiadores de calor en los que el medio a concentrar se evapora en el otro lado, pero en general dicha etapa de evaporación comprende al menos un condensador adicional respecto del número de etapas de evaporación.

La fracción que comprende agua evaporada (“destilado”) se puede enfriar, adicionalmente, hasta una temperatura adecuada para su descarga en un enfriador. De este modo, se obtiene que dicho evaporador además de recuperar dichos compuestos orgánicos líquidos y/o los catalizadores homogéneos limpia y purifica también la fase acuosa de manera eficiente, y puede producir una fase acuosa que se puede reutilizar o descargar a un recipiente. Opcionalmente, el “destilado” se puede someter a una o más etapas de limpieza. Dichas etapas de limpieza pueden incluir un absorbedor y/o un adsorbedor y/o una etapa de coalescencia y/o un sistema de membranas tal como ósmosis inversa y/o un sistema de tratamiento biológico tal como un biorreactor.

La fracción que se concentra con los compuestos que tienen un punto de ebullición más bajo que el del agua puede, de acuerdo con una realización preferida, mezclarse con el concentrado procedente de dicho evaporador, y reciclarse a la etapa de preparación de la mezcla de alimentación 1.

En muchas aplicaciones se retira una corriente de purga o de sangrado de dicha fase de agua concentrada antes de reciclarla a la etapa de preparación de la mezcla de alimentación 1 para evitar la acumulación de compuestos como el cloro. La corriente de purga puede comprender, de acuerdo con una realización, hasta un máximo de 40 % en peso de la fase acuosa concentrada procedente de la unidad de recuperación, como por ejemplo hasta un máximo de aproximadamente 25 % en peso de la fase acuosa concentrada procedente de la unidad de recuperación. Preferiblemente, la corriente de purga comprende hasta aproximadamente 20 % en peso de la fase acuosa concentrada procedente de la unidad de recuperación, tal como hasta un máximo de aproximadamente 15 % en peso de la fase de agua concentrada de la unidad de recuperación. Más preferiblemente, la corriente de purga comprende hasta un máximo de aproximadamente 10 % en peso de la fase acuosa concentrada procedente de la unidad de recuperación tal como hasta un máximo de aproximadamente 5 % en peso de la fase acuosa concentrada de la unidad de recuperación. La corriente de purga se puede eliminar. Sin embargo, en muchas aplicaciones la corriente de purga se trata adicionalmente.

La fase acuosa condensada procedente de la unidad de recuperación tiene, típicamente, un valor de calentamiento positivo.

Una aplicación preferida comprende además tratar la corriente de purga mediante combustión y/o co-combustión en una caldera o incinerador. Opcionalmente, la corriente de purga se concentra aún más, antes de dicha combustión o co-combustión.

Una realización particularmente preferida comprende además tratar la corriente de purga en una etapa de intercambio iónico. La fase acuosa concentrada procedente de la unidad de recuperación se puede filtrar para eliminar sólidos eventuales, antes de entrar a dicha etapa de intercambio iónico.

Según una realización preferida, la etapa de intercambio iónico comprende una o más etapas de intercambio iónico cada una con una o más resinas intercambiadoras de iones contenidas en uno o más lechos fijos. Dichas una o más etapas de intercambio iónico se puede disponer con uno o más lechos fijos en paralelo o uno o más lechos fijos en serie.

Una realización ventajosa que comprende además tratar la corriente de purga comprende al menos dos lechos fijos, cada uno de los cuales contiene una resina intercambiadora de iones selectiva para el (ion) cloruro capaz de absorber de manera selectiva el cloruro de dicha fase acuosa concentrada procedente de dicha unidad de recuperación y dispone válvulas en un montaje en paralelo de tal forma que al menos un lecho de intercambio iónico está en línea y al menos un lecho de intercambio iónico está fuera de línea. Por lo tanto, de este modo, se asegura el funcionamiento continuo y la eliminación de cloro se puede llevar a cabo en el lecho (o lechos) de intercambio iónico que están en línea mientras que el lecho o lechos de intercambio iónico que están fuera de línea se pueden limpiar. Dicha limpieza puede llevarse a cabo, según una realización, mediante flujo en contracorriente del lecho o lechos de intercambio iónico con agua desmineralizada tal como agua destilada procedente de la unidad de recuperación. La presente descripción incluye un montaje de válvulas y un sistema de control que permiten realizar tal limpieza o regeneración por flujo en contracorriente con agua desmineralizada.

Típicamente la eliminación del cloruro en dicha etapa de intercambio iónico según la presente invención es al menos del 50 % de los cloruros en la fase de agua concentrada que entra en dicha etapa de intercambio iónico, como por ejemplo una eliminación de cloruros de al menos 60 %. En muchas realizaciones, la eliminación de cloruro en dicha etapa de intercambio iónico es al menos del 70 % de los cloruros de la fase acuosa concentrada que entra en dicha etapa de intercambio iónico, como por ejemplo al menos 80 %. Preferiblemente, la corriente empobrecida en cloruro procedente de tal etapa de intercambio de ion cloruro se recicla a la etapa de preparación de la mezcla de alimentación 1.

Además, en muchas realizaciones la cantidad de catalizador o catalizadores homogéneos en forma de potasio y/o sodio que es retenida en dicha corriente de salida empobrecida en cloruro procedente de dicha etapa de intercambio iónico de cloruro es al menos 70 % en peso de la cantidad que entra en dicha etapa de intercambio iónico de cloruro, por ejemplo, al menos 80 % en peso. Preferiblemente, la cantidad de catalizador o catalizadores homogéneos en forma de potasio y/o sodio que es retenida en dicha corriente de salida empobrecida en cloruro procedente de dicha etapa de intercambio iónico de cloruro es al menos 85 % en peso de la cantidad que entra en dicha etapa de intercambio iónico de cloruro, por ejemplo, al menos 90 % en peso. Debido a ello, se necesita preparar menos catalizador homogéneo para añadir en la etapa de pretratamiento 1, y se obtiene un proceso más económico para proporcionar un crudo al proceso de mejora y purificación y, por lo tanto, se obtiene un proceso eficiente y económico.

9. Proceso de mejora

Opcionalmente, el crudo producido en la etapa 1 se puede someter además a una etapa para producir combustibles para transporte terminados, lubricantes y/o combustibles acabados o mezclas de combustibles sin refinar para ello.

El crudo renovable se puede someter adicionalmente a un proceso de mejora y purificación en el que se presuriza hasta una presión en el intervalo de aproximadamente 20 bar hasta aproximadamente 200 bar, tal como una presión en el intervalo 50 a 120 bar, antes de calentarlo hasta una temperatura en el intervalo de 300 a 400 °C en una o más etapas y ponerlo en contacto con hidrógeno y catalizadores de hidrogenación y/o hidroprocesado contenidos en una o más zonas de reacción, y, opcionalmente, fraccionarlo en fracciones de diferentes puntos de ebullición.

La figura 6 muestra una descripción esquemática de un proceso de alta presión en continuo que comprende un sistema de calentamiento y enfriamiento de la técnica anterior con intercambio de calor indirecto usando aceite caliente como medio de transferencia de calor.

La mezcla de alimentación presurizada entra en el calentador (3) donde se calienta mediante intercambio indirecto de calor con aceite caliente tal como Dowtherm A. La temperatura del Dowtherm A que entra en el lado caliente del calentador (3) se limita a 390 °C ya que el aceite caliente se degrada y coquiza a temperaturas más altas, lo que limita la temperatura de salida de la mezcla de alimentación a 350 - 370 °C, como se indica en el ejemplo ilustrativo 2 más adelante. La mezcla de alimentación parcialmente calentada entra en un calentador de ajuste, en el que la mezcla de alimentación se calienta hasta la temperatura de conversión, por ejemplo 410 °C, antes de entrar en el reactor para la conversión de la mezcla de alimentación. El calentador de ajuste es típicamente un calentador eléctrico o alimentado por combustible que se quema. La mezcla de productos procedente del reactor o reactores se enfría hasta por ejemplo 150 °C en el enfriador (5) por contacto indirecto con el aceite caliente procedente del calentador (3) enfriado. Típicamente, se necesita una etapa de enfriamiento de ajuste para enfriar la mezcla de productos hasta, por ejemplo, por debajo de 100 °C tal como imponen la mayoría de los dispositivos de reducción de presión y sistemas de separación de la técnica anterior.

Aunque tal sistema proporciona ventajas respecto de un sistema de calentamiento con entrada directa de la mezcla de alimentación y salida directa de la mezcla de productos, por ejemplo, la presión en el lado de la carcasa se puede mantener baja (por ejemplo a 10 - 20 bar) y por tanto se necesita un espesor de pared de la carcasa menor, siempre que el sistema incluya medios de seguridad para hacer frente a la explosión de una tubería, y tanto la mezcla de alimentación como la mezcla de productos pueden fluir por el lado interior de las tuberías y por lo tanto ello permita una limpieza más fácil y un mayor control de los flujos de fluidos dentro de los tubos (por ejemplo, se evitan zonas muertas), también tiene varias desventajas, incluyendo las siguientes:

- El aceite caliente se degrada con el tiempo debido a la coquización del mismo y tiene una cierta temperatura máxima por encima de la cual la degradación se hace muy importante. Para el aceite de transferencia de calor Dowtherm A, esta temperatura máxima es aproximadamente 390 °C. Debido a la degradación, se pueden producir con el tiempo algunos depósitos o incrustaciones sobre la superficie externa de las tuberías de transferencia de calor, cuando se usan tales aceites incluso a temperaturas por debajo de 390 °C. Incluso cuando se funciona a temperaturas de trabajo por debajo de la temperatura máxima especificada, el aceite caliente se degrada (aunque más lentamente) y necesita ser sustituido con el tiempo y por lo tanto, esto se añade a los costes de funcionamiento.

- Dado que la temperatura máxima del aceite caliente en muchas realizaciones de la presente invención es más baja que la temperatura de conversión deseada, se necesita un calentador adicional (calentador de ajuste) con el fin de calentar la mezcla de alimentación hasta la temperatura de conversión deseada. Los calentadores de ajuste de la técnica anterior incluyen calentar la mezcla de alimentación en un horno, que es menos controlable que calentar utilizando un medio de transferencia de calor (por ejemplo, debido a la composición variable y a la transferencia de calor y a las propiedades de ensuciamiento de las mezclas de alimentación). Por lo tanto, existe un riesgo de que las temperaturas superficiales de las tuberías de transferencia de calor puedan ser localmente demasiado altas y ser la causa del sobrecalentamiento de la mezcla de alimentación, lo cual puede conducir a un coquizado indeseado.

- La etapa de calentamiento para calentar la mezcla de alimentación (3) y la etapa de enfriamiento para enfriar la mezcla de productos están directamente acopladas. Por ello, la temperatura de salida de la mezcla de alimentación depende del calor transferido desde la mezcla de productos al aceite caliente y viceversa, ya que el ajuste de las temperaturas de salida se realiza por el calentador de ajuste y el enfriador de ajuste. Por ello, cualquier problema de funcionamiento, por ejemplo, el ensuciamiento o formación de incrustaciones en el calentador de la mezcla de alimentación (3) o en el enfriador de la mezcla de productos (5) impactará el rendimiento del otro y la recuperación global de calor. Por lo tanto, puede ser necesario sobredimensionar los intercambiadores de calor, para asegurar un rendimiento suficiente de los mismos.

- Muchas mezclas de productos contienen compuestos pesados que pueden solidificar si se someten a temperaturas superficiales demasiado bajas durante el proceso de enfriamiento, por ejemplo, temperaturas superficiales por debajo de 100 a 120 °C. Si las temperaturas superficiales están por debajo de tales temperaturas los tubos del intercambiador de calor se pueden ensuciar o eventualmente taponar con el tiempo y, por lo tanto, se reduce la eficiencia en la transferencia de calor o el factor de vapor del intercambiador de vapor. La temperatura de entrada del medio de enfriamiento en el enfriador de ajuste que es con frecuencia agua o una mezcla de agua y un glicol puede ser significativamente más baja que esas temperaturas, y por ello puede ser más difícil controlar las temperaturas superficiales hasta temperaturas por encima de este nivel en todas las condiciones de funcionamiento o bien el enfriador de ajuste puede tener una relación de reducción o eficiencia disminuidas.

La figura 7 muestra una descripción esquemática de un proceso a alta presión en continuo que comprende un sistema de calentamiento y enfriamiento mejorado con intercambio de calor indirecto que emplea un aceite caliente como medio de transferencia de calor que comprende además un calentador para calentar el aceite caliente que sale de la etapa de enfriamiento (5) antes de entrar en el lado caliente del intercambiador de calor para calentar la mezcla de alimentación (3), y un enfriador de ajuste para enfriar el aceite caliente que sale del calentador para calentar la mezcla de alimentación (3) antes de entrar al enfriador para enfriar la mezcla de productos (5). Calentando el aceite caliente antes de entrar al calentador de la mezcla de alimentación (3) hasta una temperatura cercana a la temperatura máxima del aceite caliente, se maximiza la eficiencia de la transferencia de calor y se puede minimizar la transferencia de calor necesaria. Además, introduciendo un enfriador de aceite caliente para el aceite caliente antes de que entre en el enfriador de la mezcla de productos (5), se minimiza el área de transferencia de calor necesaria y se desacoplan las etapas de calentamiento de la mezcla de alimentación y de enfriamiento de la mezcla de productos y, por lo tanto, ello permite un funcionamiento más flexible.

La figura 8 muestra una gráfica de la entalpia del aceite caliente (Dowterm A) y del agua frente a la temperatura a diferentes presiones. Como se ve en la figura, el agua puede absorber de manera significativa más calor que el aceite caliente y, por lo tanto, se necesita un caudal significativamente mayor de aceite caliente para proporcionar el calor necesario para transferirlo con el fin de calentar la mezcla de alimentación. Se desea un cierto intervalo de velocidades para el medio de transferencia de calor para una transferencia de calor eficiente. A velocidades demasiado bajas el coeficiente de transferencia de calor para la transferencia de calor por convección se hace demasiado bajo y hay riesgo de sedimentación o formación de depósitos de productos degradados cuando se funciona con aceite caliente, mientras que a velocidades demasiado altas tiende a producirse demasiado desgaste. Según muchas aplicaciones, la velocidad de flujo del medio de transferencia de calor se mantiene en el intervalo de aproximadamente 0,2 m/s hasta aproximadamente 10 m/s, por ejemplo, en el intervalo de 0,5 m/s hasta aproximadamente 6 m/s; preferiblemente, la velocidad de flujo del medio de transferencia de calor se mantiene en el intervalo de aproximadamente 0,8 m/s a aproximadamente 4 m/s, como por ejemplo de 1 m/s a 3 m/s.

La figura 9 muestra una gráfica de la capacidad calorífica específica o calor específico del aceite caliente (Dowterm A) y del agua frente a la temperatura a diferentes presiones. Como se ve en la figura, la capacidad calorífica específica del agua a alta presión (por encima de su punto crítico) es significativamente mayor que la del aceite caliente y que la del agua o vapor de agua a baja presión y, como consecuencia de ello, se puede absorber significativamente más calor en el agua a alta presión que en el aceite caliente o el agua a baja presión, y, de este modo, se necesita un caudal significativamente mayor para el aceite caliente o el agua o vapor de agua a baja presión con el fin de proporcionar el calor necesario para transferirlo. Además, la mayor entalpía y el mayor calor específico del agua a alta presión en condiciones supercríticas puede proporcionar una fuerza directriz de la temperatura mejorada en el sistema de calentamiento y enfriamiento, evitando de esta forma que los intercambiadores de calor en contacto con la mezcla de alimentación y/o la mezcla de productos necesiten áreas de transferencia de calor excesivamente grandes para transferir calor de manera eficiente desde la etapa de enfriamiento a la etapa de calentamiento y obteniendo de esta forma una alta recuperación de calor.

Las figuras 10 y 11 muestran gráficos de la conductividad térmica y de la efusividad térmica frente a la temperatura del aceite caliente (Dowtherm A) y del agua a diferentes presiones. Como se ve en las figuras, tanto la conductividad térmica como la efusividad térmica del agua a presiones por encima de la presión crítica son significativamente más altas que las del aceite caliente y las del agua o vapor de agua a baja presión. Se desea una alta conductividad ya que disminuye la capa de frontera térmica y proporciona por tanto una transferencia de calor más eficiente. Esto se expresa adicionalmente por la efusividad térmica en la figura 11. La efusividad térmica es una magnitud que expresa la capacidad de intercambiar energía térmica con los alrededores. Por lo tanto, una efusividad de un medio de transferencia de calor alta proporciona una transferencia de calor más fácil y eficiente.

La figura 12 muestra una gráfica de la densidad del aceite caliente y del agua a diferentes presiones, en función de la temperatura. Como se ve en la figura, la densidad del agua varía ampliamente a baja presión, mientras que la densidad es más constante para el agua a presiones suficientemente altas y para el aceite caliente. Una densidad baja significa que se necesita un flujo alto del medio de transferencia de calor para proporcionar la transferencia de calor necesaria. Dado que existen ciertas restricciones en los caudales que se pueden conseguir, variaciones grandes en la densidad significan que la eficiencia en la transferencia de calor variará a través del intercambiador de calor y por lo tanto la transferencia de calor será menos eficiente.

La figura 13 muestra una gráfica de la viscosidad dinámica del aceite caliente y del agua a diferentes presiones, en función de la temperatura. Como se ve en la figura, la viscosidad dinámica del agua es significativamente más baja que la del aceite caliente. Como se necesita también un mayor caudal para el aceite caliente, esto da como resultado una mayor caída de presión para el aceite caliente que para el agua si se usa la misma configuración de intercambiador de calor para ambos medios de transferencia de calor. Además, la capa frontera convectiva será mayor que para el agua, resultando de ello una transferencia de calor menos eficiente.

La figura 14 muestra la presión de saturación del agua en función de la temperatura, el punto crítico, el régimen supercrítico y la línea pseudocrítica para el agua. La línea pseudocrítica se define como la temperatura a una presión dada por encima de la presión crítica a la cual la capacidad calorífica específica es máxima.

Como conclusión general, el agua a altas presiones tal como en condiciones supercríticas proporciona un medio de transferencia de calor más eficiente y económi

de productos mediante transferencia de calor indirecta que el aceite caliente. Debería notarse además que es conveniente mantener la presión del agua suficientemente alta, por ejemplo, por debajo de la denominada línea pseudocrítica (obtenida con los puntos a 335 bar en las figuras) mediante lo cual se evitan cambios de propiedades drásticos con pequeños cambios en las temperaturas.

Claims

REIVINDICACIONES

1. Método para calentar y enfriar una mezcla de alimentación en un proceso de alta presión en continuo para trasformar materiales carbonosos en productos de hidrocarburos líquidos en un sistema de procesado de alta presión adaptado para procesar una mezcla de alimentación a una temperatura de al menos 340 °C y una presión de al menos 150 bar, sistema de procesado de alta presión que comprende un primer y un segundo intercambiadores de calor que tienen un fluido de transferencia de calor que comprende al menos 90 % de agua, preferiblemente al menos 99 % de agua circulando por la parte externa del primer y del segundo intercambiadores de calor, comprendiendo el primer intercambiador de calor un lado de entrada interno frío y un lado de salida interno caliente, comprendiendo el segundo intercambiador de calor un lado de entrada interno caliente y un lado de entrada interno frío, comprendiendo el sistema además un calentador de agua a alta presión y un enfriador de agua a alta presión entre el primer y el segundo intercambiadores de calor, en el que la mezcla de alimentación presurizada se calienta alimentando la mezcla de alimentación al lado interno frío del primer intercambiador de calor, presurizando y calentando el fluido de transferencia de calor hasta una presión de al menos 240 bar y una temperatura de al menos 400 °C a la entrada del lado externo caliente del primer intercambiador de calor, en el que el fluido de transferencia de calor enfriado procedente del primer intercambiador de calor que tiene una temperatura en el intervalo de 150 a 300 °C se enfría adicionalmente hasta una temperatura de 60 a 150 °C en el enfriador de agua a alta presión antes de entrar en el lado externo frío del segundo intercambiador de calor, en el que la mezcla de alimentación convertida, calentada y presurizada se enfría hasta una temperatura en el intervalo de 60 a 250 °C alimentándola en el lado interno del segundo intercambiador de calor y en el que el fluido de transferencia de calor parcialmente calentado se calienta adicionalmente en el calentador de agua a alta presión antes de entrar al primer intercambiador de calor,

en el que el proceso es un proceso a alta presión en continuo para transformar materiales carbonosos en hidrocarburos de fuentes renovables que comprende:

proporcionar un material carbonoso;

preparar una mezcla de alimentación que comprende al menos:

- un material carbonoso;

- agua;

- un catalizador homogéneo en forma de potasio o sodio;

despresurizar la mezcla de alimentación convertida hasta una presión en el intervalo de 10 a 100 bar;

introducir al menos parcialmente la fase residual a la etapa de preparación de la alimentación,

en la que

se extrae calor de la etapa de enfriamiento de la mezcla de alimentación convertida en el segundo intercambiador de calor y se transfiere a la etapa de calentamiento en el primer intercambiador de calor usando un fluido de transferencia de calor que comprende al menos 90 % de agua, preferiblemente al menos 99 % de agua, a una presión de al menos 240 bar y a una temperatura de al menos 400 °C en la entrada al primer intercambiador de calor y en la que el fluido de transferencia de calor enfriado procedente del primer intercambiador de calor que tiene una temperatura en el intervalo de 150 a 300 °C se enfría adicionalmente hasta una temperatura de 60 a 150 °C en el enfriador de agua a alta presión antes de entrar en el lado externo frío del segundo intercambiador de calor, en el que la mezcla de alimentación convertida, calentada y presurizada se enfría hasta una temperatura en el intervalo de 80 a 200 °C alimentándola en el lado interno de las tuberías del intercambiador de calor en dicho segundo intercambiador de calor y en el que el fluido de transferencia de calor parcialmente calentado procedente de la etapa de enfriamiento en el segundo intercambiador de calor se calienta adicionalmente, antes de entrar al lado externo caliente de las tuberías de transferencia de calor en la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación en el primer intercambiador de calor;

en la que la presión del fluido de transferencia de calor es al menos de 300 bar; preferiblemente, al menos 320 bar y en la que la temperatura del fluido de transferencia de calor es al menos de 410 °C; preferiblemente, al menos 430 °C, como por ejemplo en el intervalo de 420 a 450 °C, antes de entrar en el primer intercambiador de calor.

2. Método según la reivindicación 1, en el que la temperatura de salida del fluido de transferencia de calor procedente de la etapa de calentamiento de la corriente de alimentación en el primer intercambiador de calor es al menos 150 °C, preferiblemente al menos 200 °C.

3. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en el que el fluido de transferencia de calor de la etapa de calentamiento en el primer intercambiador de calor se enfría hasta una temperatura de 80 a 150 °C antes de entrar a la etapa de enfriamiento en el segundo intercambiador de calor; preferiblemente hasta una temperatura de 100 a 140 °C.

4. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en el que la mezcla de alimentación convertida se enfría hasta una temperatura en el intervalo de 80 a 200 °C alimentándola al lado interno del segundo intercambiador de calor; preferiblemente, la mezcla de alimentación convertida se enfría hasta una temperatura en el intervalo de 120 a 180 °C, alimentándola en el lado interno del segundo intercambiador de calor.

5. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en el que la mezcla de alimentación se calienta hasta una temperatura de al menos 370 °C mediante el agua a alta presión en el primer intercambiador de calor, preferiblemente hasta una temperatura en el intervalo de 390 a 425 °C, mediante el agua a alta presión.

6. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en el que la velocidad promedio de la mezcla de alimentación en la etapa de calentamiento y la velocidad promedio del flujo de alimentación procesado durante el enfriamiento están en el intervalo de 0,4 m/s a 5 m/s, preferiblemente en el intervalo de 1,0 m/s a 3 m/s.

7. Método según cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que el calor añadido al agua a alta presión antes de entrar a la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación en el primer intercambiador de calor es, al menos parcialmente, preferiblemente de forma completa, producida por combustión de los productos secundarios del proceso.

8. Método según la reivindicación 6, en el que el calor añadido al agua a alta presión antes de entrar a la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación en el primer intercambiador de calor es, al menos parcialmente, preferiblemente de forma completa, producida por combustión del gas resultante del proceso.

9. Método según la reivindicación 7, en el que el calor extraído mediante el enfriamiento del agua a alta presión entre la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación en el primer intercambiador de calor y la etapa de enfriamiento del producto en el segundo intercambiador de calor se transfiere a un medio de transferencia de calor que comprende aceite caliente, agua o vapor presurizados, y se distribuye a la etapa de preparación de la mezcla de alimentación y/o a la etapa de recuperación y/o a la etapa de mejora y purificación.

10. Método según la reivindicación 7, en el que el calor extraído mediante el enfriamiento del agua a alta presión entre la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación en el primer intercambiador de calor y la etapa de enfriamiento del producto en el segundo intercambiador de calor se transfiere a un medio de transferencia de calor que comprende aceite caliente, agua o vapor presurizados, se calienta adicionalmente mediante el efluente gaseoso de la etapa de calentamiento del agua a alta presión y se distribuye a la etapa de preparación de la mezcla de alimentación y/o a la etapa de recuperación y/o a la etapa de mejora y purificación.

11. Método según cualquiera de las reivindicaciones 8 o 9, en el que el calor extraído mediante el enfriamiento del agua a alta presión entre la etapa de calentamiento de la mezcla de alimentación en el primer intercambiador de calor y la etapa de enfriamiento del producto en el segundo intercambiador de calor o mediante el enfriamiento del efluente gaseoso de la etapa de calentamiento con agua a alta presión se usa al menos en parte para un sistema de calefacción urbana.

12. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en el que la relación de la energía recuperada en el producto hidrocarbonado respecto de la energía total añadida al sistema en forma de material carbonoso, electricidad y calor es al menos de 65 %, preferiblemente al menos de 75 %.

13. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en el que la mezcla de alimentación que se calienta tiene un contenido de sólidos seco de al menos 15 % en peso, como por ejemplo un contenido de sólidos seco de al menos 17,5 % en peso; preferiblemente, el contenido de materia seca es al menos 20 % en peso, como por ejemplo al menos 25 % en peso.