ES2898338T3

ES2898338T3 - Método para mejorar un reactor de lecho en ebullición para tasa de producción aumentada de productos convertidos

Info

Publication number: ES2898338T3
Application number: ES16770164T
Authority: ES
Inventors: David M Mountainland; Brett M Silverman; Michael A Rueter; Lee Smith
Original assignee: Hydrocarbon Technology and Innovation LLC
Current assignee: Hydrocarbon Technology and Innovation LLC
Priority date: 2015-09-22
Filing date: 2016-09-12
Publication date: 2022-03-07
Anticipated expiration: 2036-09-12
Also published as: KR20180069827A; US20170081599A1; CO2018003461A2; EP3353267A1; CA2999448C; PL3353267T3; JP7126442B2; CN108699451A; EA038765B1; PT3353267T; EA201890770A1; US11414607B2; EP3353267B1; CA2999448A1; CN108699451B; MX2018002903A; JP2018532839A; KR102623880B1; WO2017053117A1

Abstract

Un método para mejorar un sistema de hidroprocesamiento de lecho en ebullición que incluye uno o más reactores de lecho en ebullición para aumentar la tasa de producción de productos convertidos a partir de petróleo pesado, que comprende: hacer funcionar inicialmente un reactor de lecho en ebullición usando un catalizador heterogéneo para hidroprocesar petróleo pesado en condiciones iniciales, incluyendo una intensidad inicial de reactor y una tasa inicial de producción de productos convertidos, en el que la intensidad inicial de reactor incluye una temperatura de funcionamiento inicial del reactor de lecho en ebullición, una conversión inicial de petróleo pesado, y un rendimiento inicial de petróleo pesado, en el que el rendimiento de petróleo pesado es la cantidad de material de alimentación introducido en el interior del reactor de lecho en ebullición en función del tiempo; a continuación, mejorar el reactor de lecho en ebullición para que funcione usando un sistema de catalizador dual compuesto por partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado y catalizador heterogéneo; y hacer funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado usando el sistema de catalizador dual para hidroprocesar petróleo pesado a intensidad de reactor más alta y tasa de producción aumentada de productos convertidos con respecto a cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales, en el que la intensidad de reactor más alta está caracterizada por: aumentar el rendimiento de petróleo pesado y aumentar la temperatura de funcionamiento del reactor de lecho en ebullición mientras se mantiene o aumenta la conversión de petróleo pesado con respecto a cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales; aumentar la conversión de petróleo pesado y aumentar la temperatura de funcionamiento del reactor de lecho en ebullición mientras se mantiene o aumenta el rendimiento de petróleo pesado con respecto a cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales; o aumentar la conversión de petróleo pesado, aumentar el rendimiento de petróleo pesado, y aumentar la temperatura de funcionamiento del reactor de lecho en ebullición con respecto a cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales.

Description

DESCRIPCIÓN

Método para mejorar un reactor de lecho en ebullición para tasa de producción aumentada de productos convertidos

Antecedentes de la invención

1. Campo de la invención

La invención se refiere a métodos de hidroprocesamiento de petróleo pesado, tales como métodos de hidroprocesamiento de lecho en ebullición, que utilizan un sistema de catalizador dual y funcionan a una intensidad de reactor aumentada.

2. Tecnología relevante

Existe una demanda cada vez mayor para utilizar de manera más eficiente las materias primas de petróleo pesado de baja calidad y extraer valores de combustible de las mismas. Las materias primas de baja calidad se caracterizan por incluir cantidades relativamente altas de hidrocarburos que hierven nominalmente a o por encima de 524°C (975°F). También contienen concentraciones relativamente altas de azufre, nitrógeno y/o metales. Fracciones de alto punto de ebullición derivadas de estas materias primas de baja calidad tienen normalmente un alto peso molecular (a menudo indicado por una mayor densidad y viscosidad) y/o una baja relación de hidrógeno/carbono, que está relacionado con la presencia de altas concentraciones de componentes indeseables, que incluyen asfaltenos y residuos de carbono. Los asfaltenos y los residuos de carbono son difíciles de procesar y comúnmente provocan la contaminación de catalizadores convencionales y equipos de hidroprocesamiento porque contribuyen a la formación de coque. Además, el residuo de carbono impone limitaciones en el procesamiento aguas abajo de fracciones de alto punto de ebullición, tal como cuando se usan como alimentaciones para procesos de coquización.

Las materias primas de petróleo pesado de menor calidad que contienen concentraciones más altas de asfaltenos, residuo de carbono, azufre, nitrógeno, y metales incluyen crudo pesado, betún de arenas petrolíferas, y residuo sobrante del proceso de refinería convencional. El residuo (o “elemento de residuo”) puede referirse a fondos de torre atmosférica y fondos de torre de vacío. Los fondos de torre atmosférica pueden tener un punto de ebullición de al menos 343°C (650°F), aunque se entiende que el punto de corte puede variar entre refinerías y ser tan alto como 380°C (716°F). Los fondos de torre de vacío (también conocidos como “brea de elemento de residuo” o “desecho de vacío”) pueden tener un punto de ebullición de al menos 524°C (975°F), aunque se entiende que el punto de corte puede variar entre refinerías y ser tan alto como 538°C (1000°F) o incluso 565°C (1050°F).

A modo de comparación, el crudo ligero de Alberta contiene aproximadamente un 9 % en volumen de desecho de vacío, mientras que el petróleo pesado de Lloydminster contiene aproximadamente un 41 % en volumen de desecho de vacío, el betún de Cold Lake contiene aproximadamente un 50 % en volumen de desecho de vacío, y el betún de Athabasca contiene aproximadamente un 51 % en volumen de desecho de vacío. Como una comparación adicional, un petróleo relativamente ligero, tal como Dansk Blend de la región del Mar del Norte, solo contiene aproximadamente un 15 % de desecho de vacío, mientras que un petróleo europeo de menor calidad tal como Ural contiene más de un 30 % de desecho de vacío, y un petróleo tal como Medio Arabia es aún más alto, con aproximadamente un 40 % de desecho de vacío. Estos ejemplos destacan la importancia de poder convertir desechos de vacío cuando se usan petróleos crudos de menor calidad.

La conversión de petróleo pesado en productos finales útiles implica un procesamiento exhaustivo, tal como reducir el punto de ebullición del petróleo pesado, aumentar la relación de hidrógeno a carbono, y eliminar impurezas tales como metales, azufre, nitrógeno y precursores de coque. Ejemplos de procesos de hidrocraqueo que usan catalizadores heterogéneos convencionales para mejorar los fondos de torre atmosférica incluyen hidroprocesamiento de lecho fijo (tal como la patente estadounidense n.° 027344 de Harris et al.), hidroprocesamiento de lecho en ebullición (tal como la patente estadounidense n.° 0241991 de Lott et al., la patente estadounidense n.° 152805 de Chabot et al.), e hidroprocesamiento de lecho móvil. Procesos de mejora no catalíticos para mejorar fondos de torre de vacío (tal como la patente estadounidense n.° 027344 de Harris et al.) incluyen craqueo térmico, tal como coquización retardada, coquización flexible, reducción de la viscosidad, y extracción con disolvente.

La invención se define por las reivindicaciones. Cualquier materia objeto que quede fuera del alcance de las reivindicaciones se proporciona solo con fines informativos.

Sumario de la invención

En el presente documento se dan a conocer métodos para mejorar un sistema de hidroprocesamiento de lecho en ebullición para aumentar la tasa de producción de productos convertidos a partir de petróleo pesado. También se dan a conocer sistemas de hidroprocesamiento de lecho en ebullición mejorados formados por los métodos dados a conocer. Los métodos y sistemas dados a conocer implican el uso de un sistema de catalizador dual compuesto por un catalizador soportado sólido y partículas de catalizador muy dispersado (por ejemplo, homogéneo). El sistema de catalizador dual permite que un reactor de lecho en ebullición funcione con una intensidad más alta en comparación con el mismo reactor usando solo el catalizador soportado sólido.

Según la presente invención, un método para mejorar un sistema de hidroprocesamiento de lecho en ebullición que incluye uno o más reactores de lecho en ebullición para aumentar la tasa de producción de productos convertidos a partir de petróleo pesado, comprende: (1) hacer funcionar inicialmente un reactor de lecho en ebullición usando un catalizador heterogéneo para hidroprocesar petróleo pesado en condiciones iniciales, que incluye (i) una intensidad de reactor inicial y (ii) una tasa inicial de producción de productos convertidos, en la que la intensidad de reactor inicial incluye una temperatura de funcionamiento inicial del reactor de lecho en ebullición, una conversión inicial de petróleo pesado, y un rendimiento inicial de petróleo pesado, en el que el rendimiento de petróleo pesado es la cantidad de material de alimentación introducido en el reactor de lecho en ebullición en función del tiempo; (2) mejorar posteriormente el reactor de lecho en ebullición para que funcione usando un sistema de catalizador dual compuesto por partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado y catalizador heterogéneo; y (3) hacer funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado usando el sistema de catalizador dual para hidroprocesar petróleo pesado a una intensidad más alta del reactor y una tasa aumentada de producción de productos convertidos con respecto a cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales, en el que la intensidad de reactor más alta se caracteriza por: aumentar el rendimiento de petróleo pesado y aumentar la temperatura de funcionamiento del reactor de lecho en ebullición mientras se mantiene o aumenta la conversión de petróleo pesado con respecto a cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales; aumentar la conversión de petróleo pesado y aumentar la temperatura de funcionamiento del reactor de lecho en ebullición mientras se mantiene o aumenta el rendimiento del petróleo pesado con respecto a cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales; o aumentar la conversión de petróleo pesado, aumentar el rendimiento de petróleo pesado, y aumentar la temperatura de funcionamiento del reactor de lecho en ebullición con respecto a cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales.

En algunas realizaciones, el petróleo pesado comprende al menos uno de petróleo crudo pesado, betún de arenas petrolíferas, residuo de procesos de refinería, fondos de torre atmosférica que tienen un punto de ebullición nominal de al menos 343°C (650°F), fondos de torre de vacío que tienen un punto de ebullición nominal de al menos 524°C (975°F), elemento de residuo de un separador en caliente, brea de elemento de residuo, elemento de residuo de la extracción con disolvente, o desecho de vacío.

En algunas realizaciones, siendo la conversión aumentada de petróleo pesado al menos un 2,5 % más alta, o al menos un 5 % más alta, o al menos un 7,5 % más alta, o al menos un 10 % más alta, o al menos un 15 % más alta, que la conversión inicial de petróleo pesado cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales.

En algunas realizaciones, siendo la temperatura de funcionamiento aumentada del reactor de lecho en ebullición al menos 2,5°C más alta, o al menos 5°C más alta, o al menos 7,5°C más alta, o al menos 10°C más alta, que la temperatura de funcionamiento inicial cuando se hace funcionar en las condiciones iniciales. Se apreciará, sin embargo, que en casos específicos el aumento de temperatura exacto requerido para lograr el aumento deseado en la tasa de producción de productos convertidos puede depender del tipo de materia prima que está procesándose y puede variar algo de los niveles de temperatura enumerados anteriormente. Esto se debe a diferencias en la reactividad intrínseca de diferentes tipos de materias primas.

En algunas realizaciones, las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado tienen menos de 1 |im de tamaño, o menos de 500 nm de tamaño, o menos de 100 nm de tamaño, o menos de 25 nm de tamaño, o menos de 10 nm de tamaño.

En algunas realizaciones, las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado se forman in situ dentro del petróleo pesado a partir de un precursor de catalizador. A modo de ejemplo y sin limitación, las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado pueden formarse mezclando un precursor de catalizador en una totalidad del petróleo pesado antes de la descomposición térmica del precursor de catalizador y la formación de partículas de catalizador de sulfuro metálico activo. En algunas realizaciones, los métodos comprenden mezclar el precursor de catalizador con un hidrocarburo diluyente para formar una mezcla de precursor diluida, mezclar la mezcla de precursor diluida con el petróleo pesado para formar petróleo pesado acondicionado, y calentar el petróleo pesado acondicionado para descomponer el precursor de catalizador y formar las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado in situ.

En algunas realizaciones, hacer funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado incluye usar el sistema de catalizador dual a un rendimiento más alto de petróleo pesado, temperatura de funcionamiento más alta del reactor de lecho en ebullición, tasa aumentada de producción de productos convertidos, y tasa de contaminación de equipo y/o producción de sedimentos igual a o menor que cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales, en el que el reactor de lecho en ebullición mejorado se hace funcionar mientras se mantiene o aumenta la conversión del petróleo pesado con respecto a cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales.

En algunas realizaciones, hacer funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado incluye usar el sistema de catalizador dual para hidroprocesar petróleo pesado a una conversión más alta de petróleo pesado, temperatura de funcionamiento más alta del reactor de lecho en ebullición, aumento de la tasa de producción de productos convertidos, y tasa de contaminación y/o producción de sedimentos igual a o menor que cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales, en el que el reactor de lecho en ebullición mejorado se hace funcionar mientras se mantiene o aumenta el rendimiento del petróleo pesado con respecto a cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales.

Estas y otras ventajas y características de la presente invención se volverán más evidentes a partir de la siguiente descripción y las reivindicaciones adjuntas, o puede aprenderse mediante la práctica de la invención como se expone a continuación en el presente documento.

Breve descripción de los dibujos

Para aclarar aún más las ventajas y características anteriores y otras de la presente invención, se proporcionará una descripción más particular de la invención por referencia a realizaciones específicas de la misma que se ilustran en los dibujos adjuntos. Se aprecia que estos dibujos representan solo realizaciones típicas de la invención y, por lo tanto, no deben considerarse limitantes de su alcance. La invención se describirá y explicará con especificidad y detalle adicionales mediante el uso de los dibujos adjuntos, en los que:

la figura 1 representa una estructura molecular hipotética de asfalteno;

las figuras 2A y 2B ilustran esquemáticamente reactores de lecho en ebullición a modo de ejemplo;

la figura 2C ilustra esquemáticamente un sistema de hidroprocesamiento de lecho en ebullición a modo de ejemplo que comprende múltiples reactores de lecho en ebullición;

la figura 2D ilustra esquemáticamente un sistema de hidroprocesamiento de lecho en ebullición a modo de ejemplo que comprende múltiples reactores de lecho en ebullición y un separador entre etapas entre dos de los reactores; la figura 3A es un diagrama de flujo que ilustra un método a modo de ejemplo para mejorar un reactor de lecho en ebullición para hacer que funcione con mayor intensidad y una tasa aumentada de producción de productos convertidos;

la figura 3B es un diagrama de flujo que ilustra un método a modo de ejemplo para mejorar un reactor de lecho en ebullición para hacer que funcione con una conversión más alta y una tasa aumentada de producción de productos convertidos;

la figura 3C es un diagrama de flujo que ilustra un método a modo de ejemplo para mejorar un reactor de lecho en ebullición para hacer que funcione con un rendimiento más alto, una intensidad más alta, y una tasa aumentada de producción de productos convertidos;

la figura 3D es un diagrama de flujo que ilustra un método a modo de ejemplo para mejorar un reactor de lecho en ebullición para hacer que funcione con una conversión y un rendimiento más altos y una tasa aumentada de producción de productos convertidos;

la figura 4 ilustra esquemáticamente un sistema de hidroprocesamiento de lecho en ebullición a modo de ejemplo que usa un sistema de catalizador dual;

la figura 5 ilustra esquemáticamente un sistema de hidroprocesamiento de lecho en ebullición a escala piloto configurado para emplear o bien un catalizador heterogéneo por sí mismo o bien un sistema de catalizador dual que incluye un catalizador heterogéneo y partículas de sulfuro metálico dispersado;

la figura 6 es un diagrama de dispersión y un gráfico de líneas que representan gráficamente el sedimento IP-375 relativo en fondos de torre de vacío (VTB) en función de la conversión de elemento de residuo en comparación con los niveles de referencia cuando se hidroprocesa residuo de vacío (VR) de Ural usando diferentes concentraciones de sulfuro metálico dispersado según los ejemplos 9-13;

la figura 7 es un diagrama de dispersión y un gráfico de líneas que representan gráficamente la conversión de elemento de residuo en función de la temperatura de reactor cuando se hidroprocesa el residuo de vacío (VR) de Medio Arabia usando diferentes concentraciones de sulfuro metálico dispersado según los ejemplos 14-16;

la figura 8 es un diagrama de dispersión y un gráfico de líneas que representan gráficamente el sedimento IP-375 en fondos O-6 en función de la conversión de elemento de residuo cuando se hidroprocesa residuo de vacío (VR) de Medio Arabia usando diferentes catalizadores según los ejemplos 14-16;

la figura 9 es un diagrama de dispersión y un gráfico de líneas que representan gráficamente la conversión de asfalteno en función de la conversión de elemento de residuo cuando se hidroprocesa residuo de vacío (VR) de Medio Arabia usando diferentes concentraciones de sulfuro metálico dispersado según los ejemplos 14-16; y

la figura 10 es un diagrama de dispersión y un gráfico de líneas que representan gráficamente la conversión de microdesechos de carbono (MCR) en función de la conversión de elemento de residuo cuando se hidroprocesa el residuo de vacío (VR) de Medio Arabia usando diferentes concentraciones de sulfuro metálico dispersado según los ejemplos 14-16.

Descripción detallada de las realizaciones preferidas

I. Introducción y definiciones

La presente invención se refiere a métodos para mejorar un sistema de hidroprocesamiento de lecho en ebullición para aumentar la tasa de producción de productos convertidos a partir de petróleo pesado y sistemas de hidroprocesamiento de lecho en ebullición mejorados formados mediante los métodos dados a conocer. Los métodos y sistemas incluyen (1) usar un sistema de catalizador dual y (2) hacer funcionar un reactor de lecho en ebullición a una intensidad de reactor más alta para aumentar la tasa de producción de productos convertidos.

A modo de ejemplo, un método para mejorar un sistema de hidroprocesamiento de lecho en ebullición para aumentar la tasa de producción de productos convertidos a partir de petróleo pesado, comprende: (1) hacer funcionar un reactor de lecho en ebullición usando un catalizador heterogéneo para hidroprocesar petróleo pesado en condiciones iniciales, que incluye (i) una intensidad de reactor inicial y (ii) una tasa inicial de producción de productos convertidos; (2) mejorar posteriormente el reactor de lecho en ebullición para que funcione usando un sistema de catalizador dual compuesto por partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado y catalizador heterogéneo; y (3) hacer funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado en (iii) una intensidad de reactor más alta y (iv) una tasa aumentada de producción de productos convertidos con respecto a cuando se hace funcionar inicialmente el reactor de lecho en ebullición.

El término “materia prima de petróleo pesado” se referirá a crudo pesado, betún de arenas petrolíferas, fondo del barril y el residuo sobrante de los procesos de refinería (por ejemplo, fondos reductores de viscosidad), y cualquier otro material de menor calidad que contenga una cantidad sustancial de fracciones de hidrocarburo de alto punto de ebullición y/o que incluyan una cantidad significativa de asfaltenos que puedan desactivar un catalizador heterogéneo y/o provocar o dar como resultado la formación de precursores de coque y sedimento. Ejemplos de materias primas de petróleo pesado incluyen, pero no se limitan a, petróleo pesado de Lloydminster, betún de Cold Lake, betún de Athabasca, fondos de torre atmosférica, fondos de torre de vacío, residuo (o “elemento de residuo”), brea de elemento de residuo, desecho de vacío (por ejemplo, VR de Ural, VR de Medio Arabia, VR de Athabasca, VR de Cold Lake, VR Maya, y VR de Chichimene), líquidos desasfaltados obtenidos por desasfaltado con disolvente, líquidos de asfaltenos obtenidos como subproducto del desasfaltado y fracciones líquidas no volátiles que permanecen después de someter petróleo crudo, betún de arenas asfálticas, carbón licuado, esquisto bituminoso, o materias primas de alquitrán de hulla para destilación, separación en caliente, extracción con disolvente, y similares. A modo de ejemplo adicional, los fondos de torre atmosférica (ATB) pueden tener un punto de ebullición nominal de al menos 343°C (650°F), aunque se entiende que el punto de corte puede variar entre refinerías y ser tan alto como 380°C (716°F). Los fondos de torre de vacío pueden tener un punto de ebullición nominal de al menos 524°C (975°F), aunque se entiende que el punto de corte puede variar entre refinerías y ser tan alto como 538°C (1000°F) o incluso 565°C (1050°F).

El término “asfalteno” se referirá a materiales en una materia prima de petróleo pesado que son normalmente insolubles en disolventes parafínicos tales como propano, butano, pentano, hexano, y heptano. Los asfaltenos pueden incluir láminas de compuestos de anillo condensados unidos por heteroátomos tales como azufre, nitrógeno, oxígeno y metales. Los asfaltenos incluyen ampliamente una amplia gama de compuestos complejos que tienen cualquiera de 80 a 1200 átomos de carbono, con pesos moleculares predominantes, según lo determinado por técnicas de solución, en el intervalo de 1200 a 16.900. Aproximadamente un 80-90 % de los metales en el petróleo crudo están contenidos en la fracción de asfaltenos que, junto con una mayor concentración de heteroátomos no metálicos, hace que las moléculas de asfaltenos sean más hidrófilas y menos hidrófobas que otros hidrocarburos en crudo. Una estructura de molécula de asfalteno hipotética desarrollada por A.G. Bridge y colaboradores en Chevron se representa en la figura 1. Generalmente, los asfaltenos se definen normalmente en función de los resultados de los métodos insolubles, y pueden usar más de una definición de asfaltenos. Específicamente, una definición comúnmente usada de asfaltenos es heptano insoluble menos tolueno insoluble (es decir, los asfaltenos son solubles en tolueno; los sedimentos y los residuos insolubles en tolueno no se cuentan como asfaltenos). Los asfaltenos definidos de esta manera pueden denominarse “asfaltenos C⁷”. Sin embargo, también puede usarse una definición alternativa con la misma validez, medidos como insolubles en pentano menos insolubles en tolueno, y comúnmente denominados “asfaltenos C⁵”. En los ejemplos de la presente invención, se usa la definición de asfaltenos C⁷, pero la definición de asfaltenos C⁵puede sustituirse fácilmente.

La “calidad” del petróleo pesado se mide por al menos una característica seleccionada de, pero no limitada a: (i) punto de ebullición; (ii) concentración de azufre; (iii) concentración de nitrógeno; (iv) concentración de metales; (v) peso molecular; (vi) relación de hidrógeno a carbono; (vii) contenido de asfaltenos; y (viii) tendencia a la formación de sedimentos.

Un “petróleo pesado de menor calidad” y/o una “mezcla de materias primas de menor calidad” tendrán al menos una característica de menor calidad en comparación con una materia prima inicial de petróleo pesado seleccionada de, pero no limitada a: (i) mayor punto de ebullición; (ii) mayor concentración de azufre; (iii) mayor concentración de nitrógeno; (iv) mayor concentración de metales; (v) mayor peso molecular (a menudo indicado por mayor densidad y viscosidad); (vi) menor relación de hidrógeno a carbono; (vii) mayor contenido de asfaltenos; y (viii) mayor tendencia a la formación de sedimentos.

El término “materia prima de oportunidad” se refiere a petróleos pesados de menor calidad y mezclas de materia prima de petróleo pesado de menor calidad que tienen al menos una característica de menor calidad en comparación con una materia prima de petróleo pesado inicial.

Los términos “hidrocraqueo” e “hidroconversión” se referirán a un proceso cuyo propósito principal es reducir el intervalo de punto de ebullición de una materia prima de petróleo pesado y en el que una parte sustancial de la materia prima se convierte en productos con intervalos de punto de ebullición inferiores a los de la materia prima original. El hidrocraqueo o hidroconversión generalmente implica la fragmentación de moléculas de hidrocarburos más grandes en fragmentos moleculares más pequeños que tienen un menor número de átomos de carbono y una mayor relación de hidrógeno a carbono. El mecanismo por el cual se produce el hidrocraqueo normalmente implica la formación de radicales libres de hidrocarburos durante la fragmentación térmica, seguido de la protección de los extremos de radicales libres o restos con hidrógeno. Los átomos o radicales de hidrógeno que reaccionan con radicales libres de hidrocarburos durante el hidrocraqueo pueden generarse en o por sitios de catalizador activo.

El término “hidrotratamiento” se referirá a operaciones cuyo propósito principal es eliminar impurezas tales como azufre, nitrógeno, oxígeno, haluros, y trazas de metales de la materia prima y olefinas saturadas y/o estabilizar los radicales libres de hidrocarburos haciéndolos reaccionar con hidrógeno en lugar de permitirles reaccionar consigo mismos. El propósito principal es no cambiar el intervalo de punto de ebullición de la materia prima. El hidrotratamiento se lleva a cabo más a menudo usando un reactor de lecho fijo, aunque también pueden usarse otros reactores de hidroprocesamiento para hidrotratamiento, un ejemplo del cual es un hidrotratador de lecho en ebullición.

Por supuesto, “hidrocraqueo” o “hidroconversión” también pueden implicar la eliminación de azufre y nitrógeno de una materia prima, así como la saturación de olefinas y otras reacciones normalmente asociadas con el “hidrotratamiento”. Los términos “hidroprocesamiento” e “hidroconversión” se referirán ampliamente a procesos tanto de “hidrocraqueo” como de “hidrotratamiento”, que definen extremos opuestos de un espectro, y todo entre medias a lo largo del espectro.

El término “reactor de hidrocraqueo” se referirá a cualquier recipiente en el que el hidrocraqueo (es decir, reducir el intervalo de punto de ebullición) de una materia prima en presencia de hidrógeno y un catalizador de hidrocraqueo es el propósito principal. Los reactores de hidrocraqueo se caracterizan por tener un puerto de entrada en el que puede introducirse una materia prima de petróleo pesado e hidrógeno, un puerto de salida del que puede extraerse una materia prima o material mejorado, y suficiente energía térmica para formar radicales libres de hidrocarburo para provocar la fragmentación de moléculas de hidrocarburo más grandes en moléculas más pequeñas. Ejemplos de reactores de hidrocraqueo incluyen, pero no se limitan a, reactores en fase de suspensión (es decir, un sistema bifásico gas-líquido), reactores de lecho en ebullición (es decir, un sistema trifásico gas-líquido-sólido), reactores de lecho fijo (es decir, un sistema trifásico que incluye una alimentación líquida que gotea hacia abajo o fluye hacia arriba a través de un lecho fijo de catalizador heterogéneo sólido con hidrógeno que fluye normalmente de manera concurrente, pero posiblemente a contracorriente, al petróleo pesado).

El término “temperatura de hidrocraqueo” se referirá a una temperatura mínima requerida para provocar un hidrocraqueo significativo de una materia prima de petróleo pesado. En general, las temperaturas de hidrocraqueo se encontrarán preferiblemente dentro de un intervalo de aproximadamente 399°C (750°F) a aproximadamente 460°C (860°F), más preferiblemente en un intervalo de aproximadamente 418°C (785°F) a aproximadamente 443°C (830°F), y lo más preferiblemente en un intervalo de aproximadamente 421°C (790°F) a aproximadamente 440°C (825°F).

El término “reactor de hidrocraqueo en fase de suspensión de gas-líquido” se referirá a un reactor de hidroprocesamiento que incluye una fase líquida continua y una fase dispersada gaseosa que forma una “suspensión” de burbujas gaseosas dentro de la fase líquida. La fase líquida comprende normalmente una materia prima de hidrocarburo que puede contener una baja concentración de partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado, y la fase gaseosa comprende normalmente gas hidrógeno, sulfuro de hidrógeno, y productos de hidrocarburo vaporizados de bajo punto de ebullición. La fase líquida puede incluir opcionalmente un disolvente donador de hidrógeno. El término “gas-líquido-sólido, reactor de hidrocraqueo en suspensión trifásico” se usa cuando se emplea un catalizador sólido junto con líquido y gas. El gas puede contener hidrógeno, sulfuro de hidrógeno y productos de hidrocarburo vaporizados de bajo punto de ebullición. El término “reactor de fase de suspensión” se referirá ampliamente a ambos tipos de reactores (por ejemplo, aquellos con partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado, aquellos con un catalizador particulado de tamaño micrométrico o más grande, y aquellos que incluyen ambos).

Los términos “catalizador heterogéneo sólido”, “catalizador heterogéneo” y “catalizador soportado” se referirán a catalizadores normalmente usados en sistemas de hidroprocesamiento de lecho en ebullición y lecho fijo, que incluyen catalizadores diseñados principalmente para hidrocraqueo, hidroconversión, hidrodemetalización, y/o hidrotratamiento. Un catalizador heterogéneo comprende normalmente: (i) un soporte de catalizador que tiene una gran área superficial y canales o poros interconectados; y (ii) partículas de catalizador activo finas, tales como sulfuros de cobalto, níquel, tungsteno, y molibdeno dispersado dentro de los canales o poros. Los poros del soporte son normalmente de tamaño limitado para mantener la integridad mecánica del catalizador heterogéneo e impedir la descomposición y formación de finos excesivos en el reactor. Pueden producirse catalizadores heterogéneos como gránulos cilíndricos o sólidos esféricos.

Los términos “partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado” y “catalizador dispersado” se referirán a partículas de catalizador que tienen un tamaño de partícula que es menor a 1 |im por ejemplo, menos de aproximadamente 500 nm de diámetro, o menos de aproximadamente 250 nm de diámetro, o menos de aproximadamente 100 nm de diámetro, o menos de aproximadamente 50 nm de diámetro, o menos de aproximadamente 25 nm de diámetro, o menos de aproximadamente 10 nm de diámetro, o menos de aproximadamente 5 nm de diámetro. El término “partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado” puede incluir compuestos de catalizador molecular o molecularmente dispersado.

El término “catalizador molecularmente dispersado” se referirá a compuestos de catalizador que están esencialmente “disueltos” o disociados de otros compuestos de catalizador o moléculas en una materia prima de hidrocarburo o diluyente adecuado. Puede incluir partículas de catalizador muy pequeñas que contienen unas pocas moléculas de catalizador unidas entre sí (por ejemplo, 15 moléculas o menos).

Los términos “partículas de catalizador residuales” se referirán a partículas de catalizador que permanecen con un material mejorado cuando se transfieren de un recipiente a otro (por ejemplo, de un reactor de hidroprocesamiento a un separador y/u otro reactor de hidroprocesamiento).

El término “materia prima acondicionada” se referirá a una materia prima de hidrocarburo en la que se ha combinado y mezclado suficientemente un precursor de catalizador de modo que, tras la descomposición del precursor de catalizador y la formación del catalizador activo, el catalizador comprenderá partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado formadas in situ dentro de la materia prima.

Los términos “mejora”, “mejorar” y “mejorado”, cuando se usan para describir una materia prima que está siendo o se ha sometido a hidroprocesamiento, o un material o producto resultante, se referirán a una o más de una reducción en el peso molecular de la materia prima, una reducción en el intervalo de punto de ebullición de la materia prima, una reducción en la concentración de asfaltenos, una reducción en la concentración de radicales libres de hidrocarburo, y/o una reducción en la cantidad de impurezas, tales como azufre, nitrógeno, oxígeno, haluros, y metales.

El término “intensidad” generalmente se refiere a la cantidad de energía que se introduce en el petróleo pesado durante el hidroprocesamiento y a menudo está relacionada con la temperatura de funcionamiento del reactor de hidroprocesamiento (es decir, una temperatura más alta está relacionada con una mayor intensidad; temperatura más baja está relacionada con una menor intensidad) en combinación con la duración de dicha exposición a la temperatura. El aumento de la intensidad generalmente aumenta la cantidad de productos de conversión producidos por el reactor de hidroprocesamiento, que incluyen tanto productos deseables como productos de conversión indeseables. Productos de conversión deseables incluyen hidrocarburos de peso molecular reducido, punto de ebullición, y gravedad específica, que puede incluir productos finales tales como nafta, diésel, combustible para aviones, queroseno, cera, fuelóleos, y similares. Otros productos de conversión deseables incluyen hidrocarburos de mayor punto de ebullición que pueden procesarse adicionalmente usando procesos convencionales de refinado y/o destilación. Productos de conversión indeseables incluyen coque, sedimento, metales, y otros materiales sólidos que pueden depositarse en equipos de hidroprocesamiento y provocar contaminaciones, tales como componentes interiores de reactores, separadores, filtros, tuberías, torres, y el catalizador heterogéneo. Productos de conversión indeseables también pueden referirse a elementos de residuo no convertidos que permanecen después de la destilación, tales como fondos de torre atmosférica (“ATB”) o fondos de torre de vacío (“VTB”). Minimizar los productos de conversión indeseables reduce la contaminación y las paradas del equipo necesarias para limpiar el equipo. No obstante, puede haber una cantidad deseable de elementos de residuo no convertido con el fin de que el equipo de separación aguas abajo funcione correctamente y/o con el fin de proporcionar un medio de transporte de líquido para contener coque, sedimento, metales, y otros materiales sólidos que de otro modo podrían depositarse en equipos contaminados pero que pueden transportarse lejos por el elemento de residuo restante.

Además de la temperatura, “intensidad” puede estar relacionada con una o ambas de “conversión” y “rendimiento”. Si el aumento de la intensidad implica una conversión aumentada y/o un aumento o disminución del rendimiento puede depender de la calidad de la materia prima de petróleo pesado y/o del equilibrio de masa del sistema de hidroprocesamiento global. Por ejemplo, donde se desea convertir una mayor cantidad de material de alimentación y/o proporcionar una mayor cantidad de material al equipo aguas abajo, una intensidad aumentada puede implicar principalmente un rendimiento aumentado sin aumentar necesariamente la conversión fraccionaria. Esto puede incluir el caso en el que las fracciones de elementos de residuo (ATB y/o VTB) se venden como fuelóleos y el aumento de la conversión sin un mayor rendimiento podría disminuir la cantidad de este producto. En el caso en el que se desee aumentar la relación de materiales mejorados a fracciones de elementos de residuo, puede ser deseable aumentar principalmente la conversión sin aumentar necesariamente el rendimiento. Donde la calidad del petróleo pesado introducido en el reactor de hidroprocesamiento fluctúa, puede ser deseable aumentar o disminuir selectivamente uno o ambos de conversión y rendimiento para mantener una relación deseada de materiales mejorados a fracciones de elementos de residuo y/o una cantidad absoluta deseada o cantidades de producto(s) final(es) que se producen.

Los términos “conversión” y “conversión fraccional” se refieren a la proporción, a menudo expresada como un porcentaje, de petróleo pesado que se convierte beneficiosamente en materiales de menor punto de ebullición y/o menor peso molecular. La conversión se expresa como un porcentaje del contenido de elemento de residuo inicial (es decir, componentes con punto de ebullición mayor que un punto de corte de desecho definido) que se convierte en productos con punto de ebullición menor que el punto de corte definido. La definición del punto de corte de desecho puede variar, y puede incluir nominalmente 524°C (975°F), 538°C (1000°F), 565°C (1050°F), y similares. Puede medirse mediante análisis de destilación de corrientes de alimentación y producto para determinar la concentración de componentes con punto de ebullición mayor que el punto de corte definido. La conversión fraccionada se expresa como (F-P)/F, donde F es la cantidad de elementos de residuo en las corrientes de alimentación combinadas, y P es la cantidad en las corrientes de producto combinadas, donde el contenido de elemento de residuo tanto del alimento como del producto se basan en la misma definición de punto de corte. La cantidad de elemento de residuo se define con mayor frecuencia basándose en la masa de componentes con punto de ebullición mayor que el punto de corte definido, pero también podrían usarse definiciones volumétricas o molares.

El término “rendimiento” se refiere a la cantidad de material de alimentación que se introduce en el reactor de hidroprocesamiento en función del tiempo. También está relacionado con la cantidad total de productos de conversión retirados del reactor de hidroprocesamiento, que incluyen las cantidades combinadas de productos deseables e indeseables. El rendimiento puede expresarse en términos volumétricos, tales como barriles por día, o en términos de masa, tales como toneladas métricas por hora. En uso común, el rendimiento se define como la tasa de alimentación en masa o volumétrica de solo la propia materia prima de petróleo pesado (por ejemplo, fondos de torre de vacío o similares). La definición normalmente no incluye cantidades de diluyentes u otros componentes que a veces pueden incluirse en las alimentaciones generales a una unidad de hidroconversión, aunque también podría usarse una definición que incluya esos otros componentes.

El término “sedimento” se refiere a sólidos contenidos en una corriente líquida que puede sedimentar. Los sedimentos pueden incluir compuestos inorgánicos, coque, o asfaltenos insolubles que precipitan al enfriarse después de la conversión. El sedimento en productos derivados del petróleo se mide comúnmente usando el procedimiento de prueba de filtración en caliente IP-375 para el sedimento total en fuelóleos residuales publicado como parte de las normas ISO 10307 y ASTM D4870. Otras pruebas incluyen la prueba de sedimento IP-390 y la prueba de filtración en caliente de Shell. El sedimento está relacionado con componentes del petróleo que tienen una propensión a formar sólidos durante el procesamiento y la manipulación. Estos componentes formadores de sólidos tienen múltiples efectos indeseables en un proceso de hidroconversión, que incluyen la degradación de la calidad del producto y los problemas de operatividad relacionados con la contaminación. Cabe señalar que, aunque la definición estricta de sedimento se basa en la medición de sólidos en un ensayo de sedimento, es común que el término se use más holgadamente para referirse a los componentes formadores de sólidos del propio petróleo.

El término “contaminación” se refiere a la formación de una fase indeseable (contaminante) que interfiere con el procesamiento. El contaminante es normalmente un material carbonoso o sólido que se deposita y recoge dentro del equipo de procesamiento. La contaminación puede dar como resultado pérdida de producción debido a la parada del equipo, disminución del rendimiento del equipo, aumento del consumo de energía debido al efecto aislante de los depósitos de contaminante en calentadores o intercambiadores de calor, aumento de los costes de mantenimiento para la limpieza de equipos, eficiencia reducida de los fraccionadores, y reactividad reducida del catalizador heterogéneo.

II. Reactores y sistemas de hidroprocesamiento de lecho en ebullición

Las figuras 2A-2D representan esquemáticamente ejemplos no limitantes de reactores y sistemas de hidroprocesamiento de lecho en ebullición usados para hidroprocesar materias primas de hidrocarburos tales como petróleo pesado, que pueden mejorarse para usar un sistema de catalizador dual. Se apreciará que los reactores y sistemas de hidroprocesamiento de lecho en ebullición de ejemplo pueden incluir separación entre etapas, hidrotratamiento integrado, y/o hidrocraqueo integrado.

La figura 2A ilustra esquemáticamente un reactor de hidroprocesamiento de lecho en ebullición 10 usado en el sistema de hidrocraqueo de LC-Fining desarrollado por C-E Lummus. El reactor de lecho en ebullición 10 incluye un puerto de entrada 12 cerca de la parte inferior, a través del cual se introducen una materia prima 14 y gas hidrógeno presurizado 16, y un puerto de salida 18 en la parte superior, a través del cual se retira el material hidroprocesado 20.

El reactor 10 incluye además una zona de catalizador expandido 22 que comprende un catalizador heterogéneo 24 que se mantiene en un estado expandido o fluidizado contra la fuerza de gravedad mediante el movimiento ascendente de hidrocarburos líquidos y gas (representado esquemáticamente como burbujas 25) a través del reactor de lecho en ebullición 10. El extremo inferior de la zona de catalizador expandido 22 está definido por una placa de rejilla de distribuidor 26, que separa la zona de catalizador expandido 22 de una zona libre de catalizador heterogénea inferior 28 ubicada entre el fondo del reactor de lecho en ebullición 10 y la placa de rejilla de distribuidor 26. La placa de rejilla de distribuidor 26 está configurada para distribuir el gas hidrógeno y los hidrocarburos de manera uniforme a través del reactor e impide que el catalizador heterogéneo 24 caiga por la fuerza de gravedad en la zona libre inferior de catalizador heterogéneo 28. El extremo superior de la zona de catalizador expandido 22 es la altura a la que la fuerza de gravedad descendente comienza a igualar o exceder la fuerza de elevación de la materia prima y el gas que se mueven hacia arriba a través del reactor de lecho en ebullición 10 a medida que el catalizador heterogéneo 24 alcanza un nivel dado de expansión o separación. Por encima de la zona de catalizador expandido 22 hay una zona libre superior de catalizador heterogéneo 30.

Hidrocarburos y otros materiales dentro del reactor de lecho en ebullición 10 se hacen recircular continuamente desde la zona libre superior de catalizador heterogéneo 30 hasta la zona libre inferior de catalizador heterogéneo 28 por medio de un canal de reciclaje 32 situado en el centro del reactor de lecho en ebullición 10 conectado a una bomba en ebullición 34 en la parte inferior del reactor de lecho en ebullición 10. En la parte superior del canal de reciclaje 32 hay una copa de reciclaje en forma de embudo 36 a través de la cual se extrae la materia prima de la zona libre superior de catalizador heterogéneo 30. El material atraído hacia abajo a través del canal de reciclaje 32 entra en la zona libre de catalizador inferior 28 y luego pasa hacia arriba a través de la placa de rejilla de distribuidor 26 y a la zona de catalizador expandido 22, donde se mezcla con la materia prima 14 recién añadida y el gas hidrógeno 16 que entra al reactor de lecho en ebullición 10 a través del puerto de entrada 12. La circulación continua de materiales mezclados hacia arriba a través del reactor de lecho en ebullición 10 mantiene ventajosamente el catalizador heterogéneo 24 en un estado expandido o fluidizado dentro de la zona de catalizador expandido 22, minimiza la canalización, controla las tasas de reacción, y mantiene el calor liberado por las reacciones de hidrogenación exotérmica a un nivel seguro.

El catalizador heterogéneo nuevo 24 se introduce en el reactor de lecho en ebullición 10, tal como la zona de catalizador expandido 22, a través de un tubo de entrada de catalizador 38, que pasa a través de la parte superior del reactor de lecho en ebullición 10 y directamente a interior de la zona de catalizador expandido 22. El catalizador heterogéneo gastado 24 se extrae de la zona de catalizador expandido 22 a través de un tubo de extracción de catalizador 40 que pasa desde un extremo inferior de la zona de catalizador expandido 22 a través de la placa de rejilla de distribuidor 26 y la parte inferior del reactor de lecho en ebullición 10. Se apreciará que el tubo de extracción de catalizador 40 no puede diferenciar entre catalizador completamente gastado, catalizador parcialmente gastado pero activo, y catalizador recién añadido de manera que normalmente se extrae una distribución aleatoria del catalizador heterogéneo 24 del reactor de lecho en ebullición 10 como catalizador “gastado”.

El material mejorado 20 extraído del reactor de lecho en ebullición 10 puede introducirse en un separador 42 (por ejemplo, separador en caliente, separador diferencial de presión entre etapas, o torre de destilación). El separador 42 separa una o más fracciones volátiles 46 de una fracción no volátil 48.

La figura 2B ilustra esquemáticamente un reactor de lecho en ebullición 110 usado en el sistema de hidrocraqueo de petróleo H desarrollado por Hydrocarbon Research Incorporated y actualmente con licencia por Axens. El reactor de lecho en ebullición 110 incluye un puerto de entrada 112, a través del cual se introducen una materia prima de petróleo pesado 114 y gas hidrógeno presurizado 116, y un puerto de salida 118, a través del cual se extrae el material mejorado 120. Una zona de catalizador expandido 122 que comprende un catalizador heterogéneo 124 está limitada por una placa de rejilla de distribuidor 126, que separa la zona de catalizador expandido 122 de una zona libre de catalizador inferior 128 entre la parte inferior de reactor 110 y la placa de rejilla de distribuidor 126, y un extremo superior 129, que define un límite aproximado entre la zona de catalizador expandido 122 y una zona libre superior de catalizador 130. La línea delimitadora de puntos 131 ilustra esquemáticamente el nivel aproximado de catalizador heterogéneo 124 cuando no está en un estado expandido o fluidizado.

Se hacen recircular continuamente materiales dentro del reactor 110 por un canal de reciclaje 132 conectado a una bomba de ebullición 134 situada fuera del reactor 110. Se atraen materiales a través de una copa de reciclaje en forma de embudo 136 desde la zona libre superior de catalizador 130. La copa de reciclaje 136 tiene forma de espiral, lo que ayuda a separar las burbujas de hidrógeno 125 del material de reciclaje 132 para impedir la cavitación de la bomba de ebullición 134. El material reciclado 132 entra en la zona libre inferior de catalizador 128, donde se mezcla con la materia prima nueva 116 y el gas hidrógeno 118, y la mezcla pasa a través de la placa de rejilla de distribuidor 126 y al interior de la zona de catalizador expandido 122. El catalizador nuevo 124 se introduce en la zona de catalizador expandido 122 a través de un tubo de entrada de catalizador 136, y el catalizador gastado 124 se extrae de la zona de catalizador expandido 122 a través de un tubo de descarga de catalizador 140.

La principal diferencia entre el reactor de lecho en ebullición de petróleo H 110 y el reactor de lecho en ebullición de LC-Fining 10 es la ubicación de la bomba de ebullición. La bomba de ebullición 134 en el reactor de petróleo H 110 está ubicada externa con respecto a la cámara de reacción. La materia prima de recirculación se introduce a través de un puerto de recirculación 141 en la parte inferior del reactor 110. El puerto de recirculación 141 incluye un distribuidor 143, lo que ayuda a distribuir uniformemente los materiales a través de la zona libre inferior de catalizador 128. Se muestra que el material mejorado 120 se envía a un separador 142, que separa una o más fracciones volátiles 146 de una fracción no volátil 148.

La figura 2C ilustra esquemáticamente un sistema de hidroprocesamiento de lecho en ebullición 200 que comprende múltiples reactores de lecho en ebullición. El sistema de hidroprocesamiento 200, un ejemplo del cual es una unidad de hidroprocesamiento de LC-Fining, puede incluir tres reactores de lecho en ebullición 210 en serie para mejorar una materia prima 214. La materia prima 214 se introduce en un primer reactor de lecho en ebullición 210a junto con gas hidrógeno 216, ambos se pasan a través de calentadores respectivos antes de entrar en el reactor. El material mejorado 220a del primer reactor 210a de lecho en ebullición se introduce junto con gas hidrógeno 216 adicional en un segundo reactor de lecho en ebullición 210b. El material mejorado 220b del segundo reactor de lecho en ebullición 210b se introduce junto con gas hidrógeno 216 adicional en un tercer reactor de lecho en ebullición 210c.

Debe entenderse que uno o más separadores entre etapas pueden interponerse opcionalmente entre los reactores primero y segundo 210a, 210b y/o los reactores segundo y tercero 210b, 210c, con el fin de eliminar fracciones y gases de menor punto de ebullición de una fracción no volátil que contiene hidrocarburos líquidos y partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado residuales. Puede ser deseable eliminar alcanos inferiores, tales como hexanos y heptanos, que son productos combustibles valiosos pero disolventes pobres para asfaltenos. La eliminación de materiales volátiles entre múltiples reactores mejora la producción de productos valiosos y aumenta la solubilidad de los asfaltenos en la fracción líquida de hidrocarburos alimentada al/a los reactor(es) aguas abajo. Ambos aumentan la eficiencia del sistema de hidroprocesamiento global.

Se envía material mejorado 220c del tercer reactor de lecho en ebullición 210c a un separador de alta temperatura 242a, que separa fracciones volátiles y no volátiles. La fracción volátil 246a pasa a través de un intercambiador de calor 250, que precalienta el gas hidrógeno 216 antes de introducirse en el primer reactor de lecho en ebullición 210a. La fracción volátil algo enfriada 246a se envía a un separador de temperatura media 242b, que separa una fracción volátil restante 246b de una fracción líquida resultante 248b que se forma como resultado del enfriamiento por el intercambiador de calor 250. La fracción volátil restante 246b se envía aguas abajo a un separador de baja temperatura 246c para una separación adicional en una fracción gaseosa 252c y una fracción líquida desgasificada 248c.

Una fracción líquida 248a del separador de alta temperatura 242a se envía junto con la fracción líquida resultante 248b del separador de temperatura media 242b a un separador de baja presión 242d, que separa un gas rico en hidrógeno 252d de una fracción líquida desgasificada 248d, que luego se mezcla con la fracción líquida desgasificada 248c del separador de baja temperatura 242c y se fracciona en productos. La fracción gaseosa 252c del separador de baja temperatura 242c se purifica en gas de escape, gas de purga, y gas hidrógeno 216. El gas hidrógeno 216 está comprimido, mezclado con gas hidrógeno de reposición 216a, y o bien pasar a través del intercambiador de calor 250 e introducirse en el primer reactor de lecho en ebullición 210a junto con la materia prima 216 o introducirse directamente en el segundo y tercer reactores de lecho en ebullición 210b y 210b.

La figura 2D ilustra esquemáticamente un sistema de hidroprocesamiento de lecho en ebullición 200 que comprende múltiples reactores de lecho en ebullición, similar al sistema ilustrado en la figura 2C, pero mostrando un separador entre etapas 221 interpuesto entre los reactores segundo y tercero 210b, 210c (aunque el separador entre etapas 221 puede interponerse entre los reactores primero y segundo 210a, 210b). Como se ilustra, el efluente del reactor de segunda etapa 210b entra en el separador entre etapas 221, que puede ser un separador de alta temperatura y alta presión. La fracción líquida del separador 221 se combina con una parte del hidrógeno de reciclaje de la línea 216 y luego entra en el reactor de tercera etapa 210c. La fracción de vapor del separador entre etapas 221 evita el reactor de tercera etapa 210c, mezcla con efluente del reactor de tercera etapa 210c, y luego pasa a un separador de alta temperatura y alta presión 242a.

Esto permite que componentes más saturados y más ligeros formados en las dos primeras etapas de reactor eviten el reactor de tercera etapa 210c. Los beneficios de esto son (1) una carga de vapor reducida en el reactor de tercera etapa, lo que aumenta la utilización de volumen del reactor de tercera etapa para convertir los componentes pesados restantes, y (2) una concentración reducida de componentes (saturados) “antidisolventes” que pueden desestabilizar los asfaltenos en el reactor de tercera etapa 210c.

En realizaciones preferidas, los sistemas de hidroprocesamiento están configurados y funcionan para promover reacciones de hidrocraqueo en lugar de simplemente hidrotratamiento, que es una forma menos fuerte de hidroprocesamiento. El hidrocraqueo implica la ruptura de enlaces moleculares carbono-carbono, tal como la reducción del peso molecular de moléculas de hidrocarburos más grandes y/o la apertura del anillo de compuestos aromáticos. El hidrotratamiento, por otro lado, principalmente implica la hidrogenación de hidrocarburos insaturados, con una rotura mínima o nula de enlaces moleculares carbono-carbono. Para promover el hidrocraqueo en lugar de las meras reacciones de hidrotratamiento, el/los reactor(es) de hidroprocesamiento se hacen funcionar preferiblemente a una temperatura en un intervalo de aproximadamente 750°F (399°C) a aproximadamente 860°F (460°C), más preferiblemente en un intervalo de aproximadamente 780°F (416°C) a aproximadamente 830°F (443°C), se hacen funcionar preferiblemente a una presión en un intervalo de aproximadamente 1000 psig (6,9 MPa) a aproximadamente 3000 psig (20,7 MPa), más preferiblemente en un intervalo de aproximadamente 1500 psig (10,3 MPa) a aproximadamente 2500 psig (17,2 MPa), y se hacen funcionar preferiblemente a una velocidad espacial (por ejemplo, velocidad espacial horaria de líquido, o LHSV, definida como la relación de volumen con respecto a volumen de reactor por hora) en un intervalo de aproximadamente 0,05 h r1 a aproximadamente 0,45 h-1, más preferiblemente en un intervalo de aproximadamente 0,15 h-1 a aproximadamente 0,35 hr-1. La diferencia entre el hidrocraqueo y el hidrotratamiento también puede expresarse en términos de conversión de elemento de residuo (en el que el hidrocraqueo da como resultado la conversión sustancial de hidrocarburos de punto de ebullición superior a punto de ebullición inferior, mientras que el hidrotratamiento no lo hace). Los sistemas de hidroprocesamiento dados a conocer en el presente documento pueden dar como resultado una conversión de elemento de residuo en un intervalo de aproximadamente el 40 % a aproximadamente el 90 %, preferiblemente en un intervalo de aproximadamente el 55 % a aproximadamente el 80 %. El intervalo de conversión preferido normalmente depende del tipo de materia prima debido a las diferencias en la dificultad de procesamiento entre diferentes materias primas. Normalmente, la conversión será al menos aproximadamente el 5 %, preferiblemente al menos aproximadamente el 10 % más alto, en comparación con el funcionamiento de un reactor de lecho en ebullición antes de la mejora para utilizar un sistema de catalizador dual como se da a conocer en el presente documento.

111. Mejora de un reactor de hidroprocesamiento de lecho en ebullición

Las figuras 3A, 3B, 3C, y 3D son diagramas de flujo que ilustran métodos a modo de ejemplo para mejorar un reactor de lecho en ebullición para usar un sistema de catalizador dual y hacer que funcione con mayor intensidad de reactor y mayor tasa de producción de productos convertidos.

La figura 3A ilustra más particularmente un método que comprende: (1) hacer funcionar inicialmente un reactor de lecho en ebullición usando un catalizador heterogéneo para hidroprocesar petróleo pesado en condiciones iniciales; (2) añadir partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado al reactor de lecho en ebullición para formar un reactor mejorado con un sistema de catalizador dual; y (3) hacer funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado usando el sistema de catalizador dual con intensidad de reactor aumentada y una tasa aumentada de producción de productos convertidos con respecto a cuando se hace funcionar en las condiciones iniciales.

Según algunas realizaciones, el catalizador heterogéneo utilizado cuando se hace funcionar inicialmente el reactor de lecho en ebullición en una condición inicial es un catalizador disponible comercialmente que se usa normalmente en reactores de lecho en ebullición. Para maximizar la eficiencia, las condiciones iniciales del reactor pueden ser ventajosamente con una intensidad de reactor en la que la formación de sedimentos y los contaminantes se mantienen dentro de niveles aceptables. Por lo tanto, aumentar la intensidad de reactor sin mejorar el reactor en ebullición para usar un sistema de catalizador dual puede dar como resultado una formación excesiva de sedimentos y una contaminación indeseable del equipo, que de otro modo requeriría una parada y limpieza más frecuentes del reactor de hidroprocesamiento y el equipo relacionado, tales como tuberías, torres, calentadores, catalizador heterogéneo y/o equipo de separación.

Con el fin de aumentar la intensidad de reactor y aumentar la producción de productos convertidos sin aumentar la contaminación de equipo y la necesidad de una parada y mantenimiento más frecuentes, el reactor de lecho en ebullición se mejora para usar un sistema de catalizador dual que comprende un catalizador heterogéneo y partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado. El funcionamiento del reactor de lecho en ebullición mejorado con mayor intensidad puede incluir el funcionamiento con mayor conversión y/o mayor rendimiento con respecto a cuando se hace funcionar en las condiciones iniciales. Ambos implican normalmente hacer funcionar el reactor mejorado a una temperatura aumentada.

En algunas realizaciones, hacer funcionar el reactor mejorado con intensidad de reactor aumentada incluye aumentar la temperatura de funcionamiento del reactor de lecho en ebullición mejorado nominalmente al menos aproximadamente 2,5°C, o al menos aproximadamente 5°C, al menos aproximadamente 7,5°C, o al menos aproximadamente 10°C, o al menos aproximadamente 15°C, con respecto a cuando se hace funcionar en las condiciones iniciales.

La figura 3B es un diagrama de flujo que ilustra un método a modo de ejemplo para mejorar un reactor de lecho en ebullición para hacer que funcione con una conversión más alta y una tasa aumentada de producción de productos convertidos. Esta es una realización del método ilustrado en la figura 3A. La figura 3B ilustra más particularmente un método que comprende: (1) hacer funcionar inicialmente un reactor de lecho en ebullición usando un catalizador heterogéneo para hidroprocesar petróleo pesado en condiciones iniciales; (2) añadir partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado al reactor de lecho en ebullición para formar un reactor mejorado con un sistema de catalizador dual; y (3) hacer funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado usando el sistema de catalizador dual con mayor conversión y una tasa aumentada de producción de productos convertidos con respecto a cuando se hace funcionar en las condiciones iniciales.

En algunas realizaciones, hacer funcionar el reactor mejorado con conversión aumentada incluye aumentar la conversión del reactor de lecho en ebullición mejorado en al menos aproximadamente el 2,5 %, o al menos aproximadamente el 5%, al menos aproximadamente el 7,5 %, o al menos aproximadamente el 10%, o al menos aproximadamente el 15 %, con respecto a cuando se hace funcionar en las condiciones iniciales.

La figura 3C es un diagrama de flujo que ilustra un método a modo de ejemplo para mejorar un reactor de lecho en ebullición para hacer que funcione con mayor rendimiento, mayor intensidad, y una tasa aumentada de producción de productos convertidos. Esta es una realización del método ilustrado en la figura 3A. La figura 3C ilustra más particularmente un método que comprende: (1) hacer funcionar inicialmente un reactor de lecho en ebullición usando un catalizador heterogéneo para hidroprocesar petróleo pesado en condiciones iniciales; (2) añadir partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado al reactor de lecho en ebullición para formar un reactor mejorado con un sistema de catalizador dual; y (3) hacer funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado usando el sistema de catalizador dual con mayor rendimiento, mayor intensidad, y una tasa aumentada de producción de productos convertidos con respecto a cuando se hace funcionar en las condiciones iniciales.

La figura 3D es un diagrama de flujo que ilustra un método a modo de ejemplo para mejorar un reactor de lecho en ebullición para hacer que funcione con mayor conversión, mayor rendimiento, y una tasa aumentada de producción de productos convertidos. Esta es una realización del método ilustrado en la figura 3A. La figura 3D ilustra más particularmente un método que comprende: (1) hacer funcionar inicialmente un reactor de lecho en ebullición usando un catalizador heterogéneo para hidroprocesar petróleo pesado en condiciones iniciales; (2) añadir partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado al reactor de lecho en ebullición para formar un reactor mejorado con un sistema de catalizador dual; y (3) hacer funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado usando el sistema de catalizador dual con mayor conversión, mayor rendimiento y una tasa aumentada de producción de productos convertidos con respecto a cuando se hace funcionar en las condiciones iniciales.

En algunas realizaciones, hacer funcionar el reactor mejorado con conversión aumentada incluye aumentar la conversión del reactor de lecho en ebullición mejorado en al menos un 2,5 % más alta, o al menos un 5 % más alta, al menos un 7,5 % más alta, o al menos un 10 % más alta, o al menos un 15 % más alta, con respecto a cuando se hace funcionar en las condiciones iniciales.

Las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado pueden generarse por separado y luego añadirse al reactor de lecho en ebullición cuando se forma el sistema de catalizador dual. Alternativamente o además, al menos una parte de las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado puede generarse in situ dentro del reactor de lecho en ebullición.

En algunas realizaciones, las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado se forman ventajosamente in situ dentro de una totalidad de una materia prima de petróleo pesado. Esto puede lograrse mezclando inicialmente un precursor de catalizador con una totalidad de la materia prima de petróleo pesado para formar una materia prima acondicionada y, así calentar la materia prima acondicionada para descomponer el precursor de catalizador y provocar o permitir que el catalizador de metal reaccione con azufre y/o se añada al petróleo pesado para formar las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado.

El precursor de catalizador puede ser soluble en petróleo y tener una temperatura de descomposición en un intervalo de aproximadamente 100°C (212°F) a aproximadamente 350°C (662°F), o en un intervalo de aproximadamente 150°C (302°F) a aproximadamente 300°C (572°F), o en un intervalo de aproximadamente 175°C (347°F) a aproximadamente 250°C (482°F). Ejemplos de precursores de catalizador incluyen complejos o compuestos organometálicos, más específicamente compuestos o complejos solubles en petróleo de metales de transición y ácidos orgánicos, que tienen un intervalo o temperatura de descomposición lo suficientemente alto como para evitar una descomposición sustancial cuando se mezcla con una materia prima de petróleo pesado en condiciones de mezcla adecuadas. Cuando se mezcla el precursor de catalizador con un diluyente de petróleo de hidrocarburo, es ventajoso mantener el diluyente a una temperatura por debajo de la cual se produzca una descomposición significativa del precursor de catalizador. Un experto en la técnica, siguiendo la presente divulgación, puede seleccionar un perfil de temperatura de mezcla que dé como resultado una mezcla íntima de una composición precursora seleccionada sin descomposición sustancial antes de la formación de las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado.

Ejemplos de precursores de catalizador incluyen, pero no se limitan a, molibdeno 2-etilhexanoato, octoato de molibdeno, naftanato de molibdeno, naftanato de vanadio, octoato de vanadio, hexacarbonilo de molibdeno, hexacarbonilo de vanadio, y pentacarbonilo de hierro. Otros precursores de catalizador incluyen sales de molibdeno que comprenden una pluralidad de átomos catiónicos de molibdeno y una pluralidad de aniones carboxilato de al menos 8 átomos de carbono y que son al menos uno de (a) aromáticos, (b) alicíclicos, o (c) ramificados, insaturados y alifáticos. A modo de ejemplo, cada anión carboxilato puede tener entre 8 y 17 átomos de carbono o entre 11 y 15 átomos de carbono. Ejemplos de aniones carboxilato que se ajustan a al menos una de las categorías anteriores incluyen aniones carboxilato derivados de ácidos carboxílicos seleccionados del grupo que consiste en ácido 3-ciclopentilpropiónico, ácido ciclohexanobutírico, ácido bifenil-2-carboxílico, ácido 4-heptilbenzoico, ácido 5-fenilvalérico, ácido geranósico (ácido 3,7-dimetil-2, 6-octadienoico), y combinaciones de los mismos.

En otras realizaciones, aniones carboxilato para su uso en la preparación de petróleos solubles, térmicamente estables, compuestos precursores de catalizador de molibdeno se derivan de ácidos carboxílicos seleccionados del grupo que consiste en ácido 3-ciclopentilpropiónico, ácido ciclohexanobutírico, ácido bifenil-2-carboxílico, ácido 4-heptilbenzoico, ácido 5-fenilvalérico, ácido geranósico (ácido 3,7- dimetil-2, 6-octadienoico), ácido 10-undecenoico, ácido dodecanoico, y combinaciones de los mismos. Se ha descubierto que los precursores de catalizador de molibdeno preparados usando aniones carboxilato derivados de los ácidos carboxílicos anteriores poseen una estabilidad térmica mejorada.

Los precursores de catalizador con mayor estabilidad térmica pueden tener una primera temperatura de descomposición superior a 210°C, superior a aproximadamente 225°C, superior a aproximadamente 230°C, superior a aproximadamente 240°C, superior a aproximadamente 275°C, o superior a aproximadamente 290°C. Dichos precursores de catalizador pueden tener una temperatura de descomposición máxima superior a 250°C, o superior a aproximadamente 260°C, o superior a aproximadamente 270°C, o superior a aproximadamente 280°C, o superior a aproximadamente 290°C, o superior a aproximadamente 330°C.

Un experto en la técnica, siguiendo la presente divulgación, puede seleccionar un perfil de temperatura de mezcla que dé como resultado una mezcla íntima de una composición precursora seleccionada sin descomposición sustancial antes de la formación de las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado.

Mientras que se encuentra dentro del alcance de la invención mezclar directamente la composición de precursor de catalizador con la materia prima de petróleo pesado, debe tenerse cuidado en tales casos para mezclar los componentes durante un tiempo suficiente para mezclar completamente la composición de precursor dentro de la materia prima antes de que se haya producido una descomposición sustancial de la composición de precursor. Para garantizar una mezcla completa del precursor de catalizador dentro del petróleo pesado antes del calentamiento para formar el catalizador activo, se realizan una serie de etapas de mezcla mediante diferentes aparatos de mezcla antes de calentar la materia prima acondicionada. Estos pueden incluir uno o más mezcladores en línea de bajo cizallamiento, seguidos de uno o más mezcladores de alto cizallamiento, seguidos de un recipiente de estabilización y un sistema de bombeo de recirculación, seguidos de una o más bombas de alta presión de múltiples etapas usadas para presurizar la corriente de alimentación antes de introducirla en un reactor de hidroprocesamiento.

En algunas realizaciones, la materia prima acondicionada se precalienta usando un aparato de calentamiento antes de entrar en el reactor de hidroprocesamiento para formar al menos una parte de las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado in situ dentro del petróleo pesado. En otras realizaciones, la materia prima acondicionada se calienta o se calienta adicionalmente en el reactor de hidroprocesamiento para formar al menos una parte de las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado in situ dentro del petróleo pesado.

En algunas realizaciones, las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado pueden formarse en un proceso de múltiples etapas. Por ejemplo, una composición precursora de catalizador soluble en petróleo puede mezclarse previamente con un diluyente de hidrocarburo para formar una mezcla de precursor diluida. Ejemplos de diluyentes hidrocarbonados adecuados incluyen, pero no se limitan a, gasóleo de vacío (que normalmente tiene un intervalo de punto de ebullición nominal de 360-524°C) (680-975°F), petróleo de decantación o petróleo de ciclo (que normalmente tiene un intervalo de punto de ebullición nominal de 360°-550°C) (680-1022°F), y gasóleo (que normalmente tiene un intervalo de punto de ebullición nominal de 200°-360°C) (392-680°F), una parte de la materia prima de petróleo pesado, y otros hidrocarburos que hierven nominalmente a una temperatura superior a aproximadamente 200°C.

La relación de precursor de catalizador con respecto a diluyente de petróleo de hidrocarburo usada para preparar la mezcla de precursor diluida puede estar en un intervalo de aproximadamente 1:500 a aproximadamente 1:1, o en un intervalo de aproximadamente 1:150 a aproximadamente 1:2, o en un intervalo de aproximadamente 1:100 a aproximadamente 1:5 (por ejemplo, 1:100, 1:50, 1:30, o 1:10).

La cantidad de catalizador de metal (por ejemplo, molibdeno) en la mezcla de precursor diluida está preferiblemente en un intervalo de aproximadamente 100 ppm a aproximadamente 7000 ppm en peso de la mezcla de precursor diluida, más preferiblemente en un intervalo de aproximadamente 300 ppm a aproximadamente 4000 ppm en peso de la mezcla de precursor diluida.

El precursor de catalizador se mezcla ventajosamente con el diluyente de hidrocarburo por debajo de una temperatura a la que se descompone una parte significativa de la composición de precursor de catalizador. La mezcla puede realizarse a temperatura en un intervalo de aproximadamente 25°C (77°F) a aproximadamente 250°C (482°F), o en el intervalo de aproximadamente 50°C (122°F) a aproximadamente 200°C (392°F), o en un intervalo de aproximadamente 75°C (167°F) a aproximadamente 150°C (302°F), para formar la mezcla de precursor diluida. La temperatura a la que se forma la mezcla de precursor diluida puede depender de la temperatura de descomposición y/u otras características del precursor de catalizador que se utiliza y/o características del diluyente de hidrocarburo, tal como la viscosidad.

El precursor de catalizador se mezcla preferiblemente con el diluyente de petróleo de hidrocarburo durante un período de tiempo en un intervalo de aproximadamente 0,1 segundo a aproximadamente 5 minutos, o en un intervalo de aproximadamente 0,5 segundos a aproximadamente 3 minutos, o en un intervalo de aproximadamente 1 segundo a aproximadamente 1 minuto. El tiempo de mezcla real es dependiente, al menos en parte, de la temperatura (es decir, que afecta a la viscosidad de los fluidos) y la intensidad de mezcla. La intensidad de mezcla es dependiente, al menos en parte, del número de etapas, por ejemplo, para un mezclador estático en línea.

La mezcla previa del precursor de catalizador con un diluyente de hidrocarburo para formar una mezcla de precursor diluida que luego se mezcla con la materia prima de petróleo pesado ayuda en gran medida a combinar completa e íntimamente el precursor de catalizador dentro de la materia prima, particularmente en el período de tiempo relativamente corto requerido para operaciones industriales a gran escala. La formación de una mezcla de precursor diluida acorta el tiempo de mezcla global al (1) reducir o eliminar diferencias en la solubilidad entre un precursor de catalizador más polar y una materia prima de petróleo pesado más hidrófoba, (2) reducir o eliminar diferencias en la reología entre el precursor de catalizador y la materia prima de petróleo pesado, y/o (3) romper moléculas de precursor de catalizador para formar un soluto dentro del diluyente de hidrocarburo que se dispersa más fácilmente dentro de la materia prima de petróleo pesado.

La mezcla de precursor diluida se combina luego con la materia prima de petróleo pesado y se mezcla durante un tiempo suficiente y de manera que se disperse el precursor de catalizador a través de la materia prima para formar una materia prima acondicionada en la que el precursor de catalizador se mezcla completamente dentro del petróleo pesado antes de la descomposición térmica y la formación de las partículas de catalizador de sulfuro metálico activo. Para obtener una mezcla suficiente del precursor de catalizador dentro de la materia prima de petróleo pesado, la mezcla de precursor diluida y la materia prima de petróleo pesado se mezclan ventajosamente durante un período de tiempo en un intervalo de aproximadamente 0,1 segundo a aproximadamente 5 minutos, o en un intervalo de aproximadamente 0,5 segundos a aproximadamente 3 minutos, o en un intervalo de aproximadamente 1 segundo a aproximadamente 3 minutos. El aumento de la energía vigorosa y/o de cizallamiento del proceso de mezcla generalmente reduce el tiempo requerido para efectuar una mezcla completa.

Ejemplos de aparatos de mezcla que pueden usarse para efectuar una mezcla completa de la mezcla de precursor de catalizador y/o precursor diluida con petróleo pesado incluyen, pero no se limitan a, mezcla de alto cizallamiento, tal como mezcla creada en un recipiente con una hélice o un impulsor de turbina; múltiples mezcladores estáticos en línea; múltiples mezcladores estáticos en línea en combinación con mezcladores de alto cizallamiento en línea; múltiples mezcladores estáticos en línea en combinación con mezcladores de alto cizallamiento en línea seguidos de un recipiente de estabilización; combinaciones de lo anterior seguidas de una o más bombas centrífugas multietapa; y una o más bombas centrífugas multietapa. Según algunas realizaciones, la mezcla continua en lugar de discontinua puede llevarse a cabo usando bombas de alta energía que tienen múltiples cámaras dentro de las cuales la composición de precursor de catalizador y la materia prima de petróleo pesado se agitan y se mezclan como parte del propio proceso de bombeo. El aparato de mezcla anterior también puede usarse para el proceso de premezcla comentado anteriormente en el que el precursor de catalizador se mezcla con el diluyente de hidrocarburo para formar la mezcla de precursor de catalizador.

En el caso de materias primas de petróleo pesado que son sólidas o extremadamente viscosas a temperatura ambiente, tales materias primas pueden calentarse ventajosamente para ablandarlas y crear una materia prima que tenga una viscosidad suficientemente baja para permitir una buena mezcla del precursor de catalizador soluble en petróleo en la composición de materia prima. En general, disminuir la viscosidad de la materia prima de petróleo pesado reducirá el tiempo requerido para efectuar una mezcla completa e íntima de la composición precursora soluble en petróleo dentro de la materia prima.

La materia prima de petróleo pesado y la mezcla de precursor de catalizador y/o precursor diluida se mezclan ventajosamente a una temperatura en un intervalo de aproximadamente 25°C (77°F) a aproximadamente 350°C (662°F), o en un intervalo de aproximadamente 50°C (122°F) a aproximadamente 300°C (572°F), o en un intervalo de aproximadamente 75°C (167°F) a aproximadamente 250°C (482°F) para producir una materia prima acondicionada.

En el caso de que el precursor de catalizador se mezcle directamente con la materia prima de petróleo pesado sin formar primero una mezcla de precursor diluida, puede ser ventajoso mezclar el precursor de catalizador y la materia prima de petróleo pesado por debajo de una temperatura a la que se descompone una parte significativa de la composición de precursor de catalizador. Sin embargo, en el caso de que el precursor de catalizador se mezcle previamente con un diluyente de hidrocarburo para formar una mezcla de precursor diluida, que posteriormente se mezcla con la materia prima de petróleo pesado, puede ser permisible que la materia prima de petróleo pesado esté a o por encima de la temperatura de descomposición del precursor de catalizador. Esto se debe a que el diluyente de hidrocarburo protege las moléculas individuales de precursor de catalizador y evita que se aglomeren para formar partículas más grandes, aísla temporalmente las moléculas de precursor de catalizador del calor del petróleo pesado durante la mezcla, y facilita la dispersión de las moléculas de precursor de catalizador lo suficientemente rápido por toda la materia prima de petróleo pesado antes de descomponerse para liberar metal. Además, puede ser necesario un calentamiento adicional de la materia prima para liberar sulfuro de hidrógeno de las moléculas que contienen azufre en el petróleo pesado para formar las partículas de catalizador de sulfuro metálico. De esta manera, la dilución progresiva del precursor de catalizador permite un alto nivel de dispersión dentro de la materia prima de petróleo pesado, dando como resultado la formación de partículas de catalizador de sulfuro metálico altamente dispersado, incluso cuando la materia prima está a una temperatura superior a la temperatura de descomposición del precursor de catalizador.

Después de que el precursor de catalizador se haya mezclado bien en todo el petróleo pesado para producir una materia prima acondicionada, esta composición se calienta luego para provocar la descomposición del precursor de catalizador para liberar el metal de catalizador del mismo, provocar o permitir que reaccione con azufre dentro y/o se añada al petróleo pesado, y formar las partículas de catalizador de sulfuro metálico activo. El metal del precursor de catalizador puede formar inicialmente un óxido de metal, que luego reacciona con azufre en el petróleo pesado para producir un compuesto de sulfuro metálico que forma el catalizador activo final. En el caso de que la materia prima de petróleo pesado incluya azufre suficiente o en exceso, el catalizador activo final puede formarse in situ calentando la materia prima de petróleo pesado a una temperatura suficiente para liberar azufre del mismo. En algunos casos, el azufre puede liberarse a la misma temperatura que se descompone la composición de precursor. En otros casos, puede requerirse un calentamiento adicional a una temperatura más alta.

Si el precursor de catalizador se mezcla completamente en todo el petróleo pesado, al menos una parte sustancial de los iones de metal liberados estará suficientemente resguardada o protegida de otros iones de metal para que puedan formar un catalizador dispersado molecularmente al reaccionar con azufre para formar el compuesto de sulfuro metálico. En algunas circunstancias, puede producirse una aglomeración menor, produciendo partículas de catalizador de tamaño coloidal. Sin embargo, se cree que tener cuidado de mezclar completamente el precursor de catalizador en toda la materia prima antes de la descomposición térmica del precursor de catalizador puede producir moléculas de catalizador individuales en lugar de partículas coloidales. Simplemente mezclando, aunque no se mezcle suficientemente, el precursor de catalizador con la materia prima normalmente provoca la formación de grandes compuestos de sulfuro metálico aglomerado que son de tamaño micrométrico o más grandes.

Con el fin de formar partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado, la materia prima acondicionada se calienta a una temperatura en un intervalo de aproximadamente 275°C (527°F) a aproximadamente 450°C (842°F), o en un intervalo de aproximadamente 310°C (590°F) a aproximadamente 430°C (806°F), o en un intervalo de aproximadamente 330°C (626°F) a aproximadamente 410°C (770°F).

La concentración inicial de metal de catalizador proporcionada por las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado puede encontrarse en un intervalo de aproximadamente 1 ppm a aproximadamente 500 ppm en peso de la materia prima de petróleo pesado, o en un intervalo de aproximadamente 5 ppm a aproximadamente 300 ppm, o en un intervalo de aproximadamente 10 ppm a aproximadamente 100 ppm. El catalizador puede concentrarse más a medida que las fracciones volátiles se eliminan de una fracción de elemento de residuo.

En el caso de que la materia prima de petróleo pesado incluya una cantidad significativa de moléculas de asfalteno, las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado pueden asociarse preferiblemente con, o permanecer en estrecha proximidad a, las moléculas de asfalteno. Las moléculas de asfalteno pueden tener una mayor afinidad por las partículas de catalizador de sulfuro metálico ya que las moléculas de asfalteno son generalmente más hidrófilas y menos hidrófobas que otros hidrocarburos contenidos dentro del petróleo pesado. Debido a que las partículas de catalizador de sulfuro metálico tienden a ser muy hidrófilas, las partículas o moléculas individuales tenderán a migrar hacia restos o moléculas más hidrófilos dentro de la materia prima de petróleo pesado.

Si bien la naturaleza altamente polar de las partículas de catalizador de sulfuro metálico provoca o les permite asociarse con moléculas de asfalteno, es la incompatibilidad general entre los compuestos de catalizador altamente polares y el petróleo pesado hidrófobo lo que requiere la mezcla íntima o completa mencionada anteriormente de la composición de precursor de catalizador dentro del petróleo pesado antes de la descomposición y formación de las partículas de catalizador activo. Debido a que los compuestos de catalizador metálico son altamente polares, no pueden dispersarse eficazmente dentro del petróleo pesado si se añaden directamente al mismo. En términos prácticos, formar partículas de catalizador activo más pequeñas da como resultado un mayor número de partículas de catalizador que proporcionan sitios de catalizador distribuidos de manera más uniforme en todo el petróleo pesado.

IV. Reactor de lecho en ebullición mejorado

La figura 4 ilustra esquemáticamente un ejemplo de sistema mejorado de hidroprocesamiento de lecho en ebullición 400 que puede usarse en los métodos y sistemas dados a conocer. El sistema de hidroprocesamiento de lecho en ebullición 400 incluye un reactor de lecho en ebullición mejorado 430 y un separador en caliente 404 (u otro separador, tal como una torre de destilación). Para crear un reactor de lecho en ebullición mejorado 430, un precursor de catalizador 402 se mezcla de manera previa inicialmente con un diluyente de hidrocarburo 404 en uno o más mezcladores 406 para formar una mezcla de precursor de catalizador 409. La mezcla de precursor de catalizador 409 se añade a la materia prima 408 y se mezcla con la materia prima en uno o más mezcladores 410 para formar la materia prima acondicionada 411. La materia prima acondicionada se alimenta a un recipiente de estabilización 412 con una bomba de recirculación 414 para provocar una mezcla y dispersión adicionales del precursor de catalizador dentro de la materia prima acondicionada.

La materia prima acondicionada del recipiente de estabilización 412 se presuriza por una o más bombas 416, pasa a través de un precalentador 418, y se alimenta al reactor de lecho en ebullición 430 junto con gas hidrógeno presurizado 420 a través de un puerto de entrada 436 ubicado en o cerca del fondo del reactor de lecho en ebullición 430. El material de petróleo pesado 426 en el reactor de lecho en ebullición 430 contiene partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado, representadas esquemáticamente como partículas de catalizador 424.

La materia prima de petróleo pesado 408 puede comprender cualquier materia prima de combustible fósil deseada y/o fracción de la misma que incluye, pero no se limita a, uno o más de crudo pesado, betún de arenas petrolíferas, parte inferior de las fracciones de barril del petróleo crudo, fondos de torre atmosférica, fondos de torre de vacío, alquitrán de hulla, carbón licuado, y otras fracciones de elementos de residuo. En algunas realizaciones, la materia prima de petróleo pesado 408 puede incluir una fracción significativa de hidrocarburos con alto punto de ebullición (es decir, nominalmente a o por encima de 343°C (650°F), más particularmente nominalmente a o por encima de aproximadamente 524°C (975°F)) y/o asfaltenos. Los asfaltenos son moléculas de hidrocarburo complejas que incluyen una relación relativamente baja de hidrógeno a carbono que es el resultado de un número sustancial de anillos aromáticos y nafténicos condensados con cadenas laterales parafínicas (véase la figura 1). Láminas que consisten en los anillos aromáticos y nafténicos condensados se mantienen juntas mediante heteroátomos tales como puentes de azufre o nitrógeno y/o polimetileno, enlaces tioéter, y complejos de vanadio y níquel. La fracción de asfalteno también contiene un mayor contenido de azufre y nitrógeno que el petróleo crudo o el resto del elemento de residuo al vacío, y también contiene mayores concentraciones de compuestos formadores de carbono (es decir, que forman precursores de coque y sedimento).

El reactor de lecho en ebullición 430 incluye además una zona de catalizador expandido 442 que comprende un catalizador heterogéneo 444. Una zona libre inferior de catalizador heterogéneo 448 está ubicada debajo de la zona de catalizador expandido 442, y una zona libre superior de catalizador heterogéneo 450 está ubicada por encima de la zona de catalizador expandido 442. Las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado 424 se dispersan por todo el material 426 dentro del reactor de lecho en ebullición 430, incluyendo la zona de catalizador expandido 442, estando disponibles de ese modo zonas libres de catalizador heterogéneo 448, 450, 452 para promover reacciones de mejora dentro de las zonas libres de catalizador constituidas en el reactor de lecho en ebullición antes de mejorarse para incluir el sistema de catalizador dual.

Para promover el hidrocraqueo en lugar de meras reacciones de hidrotratamiento, el/los reactor(es) de hidroprocesamiento se hacen funcionar preferiblemente a una temperatura en un intervalo de aproximadamente 750°F (399°C) a aproximadamente 860°F (460°C), más preferiblemente en un intervalo de aproximadamente 780°F (416°C) a aproximadamente 830°F (443°C), se hacen funcionar preferiblemente a una presión en un intervalo de aproximadamente 1000 psig (6,9 MPa) a aproximadamente 3000 psig (20,7 MPa), más preferiblemente en un intervalo de aproximadamente 1500 psig (10,3 MPa) a aproximadamente 2500 psig (17,2 MPa), y se hacen funcionar preferiblemente a una velocidad espacial (LHSV) en un intervalo de aproximadamente 0,05 hr-1 a aproximadamente 0,45 h-1, más preferiblemente en un intervalo de aproximadamente 0,15 h-1 a aproximadamente 0,35 hr-1. La diferencia entre el hidrocraqueo y el hidrotratamiento también puede expresarse en términos de conversión de elemento de residuo (en la que el hidrocraqueo da como resultado la conversión sustancial de hidrocarburos de punto de ebullición superior a punto de ebullición inferior, mientras que el hidrotratamiento no lo hace). Los sistemas de hidroprocesamiento dados a conocer en el presente documento pueden dar como resultado una conversión de elemento de residuo en un intervalo de aproximadamente el 40 % a aproximadamente el 90 %, preferiblemente en un intervalo de aproximadamente el 55 % a aproximadamente el 80 %. El intervalo de conversión preferido normalmente depende del tipo de materia prima debido a las diferencias en la dificultad de procesamiento entre diferentes materias primas. Normalmente, la conversión será al menos aproximadamente el 5 %, preferiblemente al menos aproximadamente el 10% más alta, en comparación con el funcionamiento de un reactor de lecho en ebullición antes de la mejora para utilizar un sistema de catalizador dual como se describe en el presente documento.

El material 426 en el reactor de lecho en ebullición 430 se recircula continuamente desde la zona libre superior de catalizador heterogéneo 450 a la zona libre inferior de catalizador heterogéneo 448 por medio de un canal de reciclaje 452 conectado a una bomba de ebullición 454. En la parte superior del canal de reciclaje 452 hay una copa de reciclaje en forma de embudo 456 a través de la cual se extrae el material 426 de la zona libre superior de catalizador heterogéneo 450. El material reciclado 426 se mezcla con la materia prima acondicionada nueva 411 y el gas hidrógeno 420.

El catalizador heterogéneo 444 nuevo se introduce en el reactor de lecho en ebullición 430 a través de un tubo de entrada de catalizador 458, y el catalizador heterogéneo gastado 444 se retira a través de un tubo de extracción de catalizador 460. Mientras que el tubo de extracción de catalizador 460 no puede diferenciar entre catalizador completamente gastado, catalizador parcialmente gastado pero activo, y catalizador nuevo, la existencia de partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado 424 proporciona actividad catalítica adicional, dentro de la zona de catalizador expandido 442, canal de reciclaje 452, y zonas libres inferior y superior de catalizador heterogéneo 448, 450. La adición de hidrógeno a hidrocarburos fuera del catalizador heterogéneo 444 minimiza la formación de precursores de sedimento y coque, que a menudo son responsables de desactivar el catalizador heterogéneo.

El reactor de lecho en ebullición 430 incluye además un puerto de salida 438 en o cerca de la parte superior a través del cual se extrae el material convertido 440. El material convertido 440 se introduce en el separador en caliente o la torre de destilación 404. El separador en caliente o la torre de destilación 404 separa una o más fracciones volátiles 405, que se extrae(n) de la parte superior del separador en caliente 404, de una fracción de elemento de residuo 407, que se extrae de una parte inferior del separador en caliente o la torre de destilación 404. La fracción de elemento de residuo 407 contiene partículas de catalizador de sulfuro metálico residual, representadas esquemáticamente como partículas de catalizador 424. Si se desea, al menos una parte de la fracción de elemento de residuo 407 puede reciclarse nuevamente al reactor de lecho en ebullición 430 con el fin de formar parte del material de alimentación y suministrar partículas de catalizador de sulfuro metálico adicionales. Alternativamente, la fracción de elemento de residuo 407 puede procesarse adicionalmente usando equipos de procesamiento aguas abajo, tal como otro reactor de lecho en ebullición. En ese caso, el separador 404 puede ser un separador entre etapas.

En algunas realizaciones, hacer funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado a una intensidad de reactor más alta y una tasa aumentada de producción de productos convertidos mientras se usa el sistema de catalizador dual da como resultado una tasa de contaminación de equipo que es igual a o menor que cuando se hace funcionar inicialmente el reactor de lecho en ebullición.

Por ejemplo, la tasa de contaminación de equipo cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado usando el sistema de catalizador dual puede dar como resultado una frecuencia de paradas del intercambiador de calor para la limpieza que es igual a o menor que cuando se hace funcionar inicialmente el reactor de lecho en ebullición.

Además o alternativamente, la tasa de contaminación de equipo cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado usando el sistema de catalizador dual puede dar como resultado una frecuencia de paradas de la torre de destilación atmosférica y/o al vacío para la limpieza que es igual a o menor que cuando se hace funcionar inicialmente el reactor de lecho en ebullición.

Además o alternativamente, la tasa de contaminación cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado usando el sistema de catalizador dual puede dar como resultado una frecuencia de cambios o limpieza de filtros y coladores que es igual a o menor que cuando se hace funcionar inicialmente el reactor de lecho en ebullición.

Además o alternativamente, la tasa de contaminación cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado usando el sistema de catalizador dual puede dar como resultado una frecuencia de conmutadores a intercambiadores de calor de reserva que es igual a o menor que cuando se hace funcionar inicialmente el reactor de lecho en ebullición.

Además o alternativamente, la tasa de contaminación cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado usando el sistema de catalizador dual puede dar como resultado una tasa reducida de disminución de las temperaturas superficiales en equipos seleccionados de uno o más de los intercambiadores de calor, separadores, o torres de destilación con respecto a cuando se hace funcionar inicialmente el reactor de lecho en ebullición.

Además o alternativamente, la tasa de contaminación cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado usando el sistema de catalizador dual puede dar como resultado una tasa reducida de aumento de las temperaturas de metal de tubo de horno con respecto a cuando se hace funcionar inicialmente el reactor de lecho en ebullición.

Además o alternativamente, la tasa de contaminación cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado usando el sistema de catalizador dual puede dar como resultado una tasa reducida de factores de resistencia a la contaminación calculados en aumento para intercambiadores de calor con respecto a cuando se hace funcionar inicialmente el reactor de lecho en ebullición.

En algunas realizaciones, hacer funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado mientras se usa el sistema de catalizador dual puede dar como resultado una tasa de producción de sedimentos que es igual a o menor que cuando se hace funcionar inicialmente el reactor de lecho en ebullición. En algunas realizaciones, la tasa de producción de sedimentos puede basarse en una medición de sedimento en uno o más de: (1) un producto de fondo de torre atmosférica; (2) un producto de fondo de torre de vacío; (3) producto de un separador de baja presión en caliente; o (4) un producto de fuelóleos antes o después de la adición de los materiales de reducción de viscosidad (del inglés, cutter stocks).

En algunas realizaciones, hacer funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado mientras se usa el sistema de catalizador dual puede dar como resultado una concentración de sedimento de producto que es igual a o menor que cuando se hace funcionar inicialmente el reactor de lecho en ebullición. En algunas realizaciones, la concentración de sedimento de producto puede basarse en una medición de sedimento en uno o más de (1) un corte de producto de desecho atmosférico y/o un producto de fondo de torre atmosférica; (2) un corte de producto de desecho de vacío y/o un producto de fondo de torre de vacío; (3) material alimentado a una torre atmosférica; (4) producto de un separador de baja presión en caliente; o (5) producto de fuelóleo antes o después de la adición de uno o más materiales de reducción de viscosidad.

V. Estudios y resultados experimentales

Los siguientes estudios de prueba demuestran los efectos y ventajas de mejorar un reactor de lecho en ebullición para usar un sistema de catalizador dual compuesto por un catalizador heterogéneo y partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado cuando se hidroprocesa petróleo pesado. La planta piloto usada para esta prueba se diseñó según la figura 5. Como se ilustra esquemáticamente en la figura 5, una planta piloto 500 con dos reactores de lecho en ebullición 512, 512' conectados en serie se usó para determinar la diferencia entre el uso de un catalizador heterogéneo por sí mismo cuando se procesan materias primas de petróleo pesado y un sistema de catalizador dual compuesto por un catalizador heterogéneo en combinación con partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado (es decir, partículas de catalizador de disulfuro de molibdeno dispersado).

Para los siguientes estudios de prueba, se usó un gasóleo de vacío pesado como diluyente de hidrocarburo. La mezcla de precursor se preparó mezclando una cantidad de precursor de catalizador con una cantidad de diluyente de hidrocarburo para formar una mezcla de precursor de catalizador y después mezclando una cantidad de la mezcla de precursor de catalizador con una cantidad de materia prima de petróleo pesado para lograr la carga objetivo de catalizador dispersado en la materia prima acondicionada. Como ilustración específica, para un estudio de prueba con una carga objetivo de 30 ppm de catalizador de sulfuro metálico dispersado en la materia prima acondicionada (donde la carga se expresa basándose en la concentración de metal), la mezcla de precursor de catalizador se preparó con una concentración de 3000 ppm de metal.

Las materias primas y las condiciones de funcionamiento para las pruebas reales se identifican más particularmente a continuación. El catalizador heterogéneo era un catalizador disponible comercialmente usado comúnmente en reactores en ebullición. Obsérvese que para estudios de prueba comparativos para los que se usó catalizador de sulfuro metálico no dispersado, el diluyente de hidrocarburo (gasóleo de vacío pesado) se añadió a la materia prima de petróleo pesado en la misma proporción que cuando se usa una mezcla de precursor diluida. Esto garantizaba que la composición de fondo fuera la misma entre los ensayos que usan el sistema de catalizador dual y aquellos que usan solo el catalizador heterogéneo (lecho en ebullición), permitiendo de ese modo que los resultados de la prueba se comparen directamente.

La planta piloto 500 incluía más particularmente un recipiente de mezcla de alto cizallamiento 502 para mezclar una mezcla de precursor compuesta por un diluyente de hidrocarburo y un precursor de catalizador (por ejemplo, 2-etilhexanoato de molibdeno) con una materia prima de petróleo pesado (representada colectivamente como 501) para formar una materia prima acondicionada. La mezcla adecuada puede lograrse premezclando primero el precursor de catalizador con un diluyente de hidrocarburo para formar una mezcla precursora.

La materia prima acondicionada se recirculó hacia fuera y de vuelta al recipiente de mezcla 502 mediante una bomba 504, similar a un recipiente de estabilización y bombeo de recirculación. Una bomba de desplazamiento positivo de alta precisión 506 extrae la materia prima acondicionada del bucle de recirculación y la presuriza a la presión de reactor. El gas hidrógeno 508 se alimenta en el interior de la materia prima presurizada y la mezcla resultante se pasa a través de un precalentador 510 antes de introducirse en el primer reactor de lecho en ebullición 512. El precalentador 510 puede hacer que al menos una parte del precursor de catalizador dentro de la materia prima acondicionada se descomponga y forme partículas de catalizador activo in situ dentro de la materia prima.

Cada reactor de lecho en ebullición 512, 512' puede tener un volumen interior nominal de aproximadamente 3000 ml e incluir un protector de alambre de malla 514 para mantener el catalizador heterogéneo dentro del reactor. Cada reactor también está equipado con una línea de reciclado y una bomba de reciclado 513, 513' que proporciona la velocidad de flujo requerida en el reactor para expandir el lecho de catalizador heterogéneo. El volumen combinado de ambos reactores y sus respectivas líneas de reciclado, todos los cuales se mantienen a la temperatura especificada de reactor, puede considerarse que es el volumen de reacción térmica del sistema y puede usarse como la base para el cálculo de la velocidad espacial horaria de líquido (LHSV). Para estos ejemplos, “LHSV” se define como el volumen de materia prima de desechos de vacío alimentada al reactor por hora dividido por el volumen de reacción térmica.

Una altura de sedimentación del catalizador en cada reactor se indica esquemáticamente mediante una línea de puntos inferior 516, y el lecho de catalizador expandido durante el uso se indica esquemáticamente mediante una línea de puntos superior 518. Se usa una bomba de recirculación 513 para hacer recircular el material que se procesa desde la parte superior hasta la parte inferior del reactor 512 para mantener un flujo ascendente constante de material y la expansión del lecho de catalizador.

El material mejorado del primer reactor 512 se transfiere junto con hidrógeno suplementario 520 al segundo reactor 512' para hidroprocesamiento adicional. Se usa una segunda bomba de recirculación 513' para hacer recircular el material que se procesa desde la parte superior hasta la parte inferior del segundo reactor 512' para mantener un flujo ascendente estable de material y la expansión del lecho de catalizador.

El material mejorado adicional del segundo reactor 512' se introduce en un separador en caliente 522 para separar vapores y gases de productos de hidrocarburo de bajo punto de ebullición 524 de una fracción líquida 526 compuesta por petróleo pesado no convertido. Los vapores y gases de productos de hidrocarburo 524 se enfrían y pasan a un separador en frío 528, donde se separan en gases 530 y productos de hidrocarburo convertidos, que se recuperan como productos de parte superior de separador 532. La fracción líquida 526 del separador en caliente 522 se recupera como fondos de separador 534, que puede usarse para análisis.

Ejemplos 1-4

Los ejemplos 1-4 se realizaron en la planta piloto mencionada anteriormente y se sometió a prueba la capacidad de un reactor de lecho en ebullición mejorado que empleaba un sistema de catalizador dual para funcionar con una conversión sustancialmente más alta a una tasa de alimentación (rendimiento) igual mientras se mantenía o reducía la formación de sedimento. El aumento de la conversión incluyó una mayor conversión de elemento de residuo, conversión de asfaltenos C7, y conversión de microdesechos de carbono (MCR). La materia prima de petróleo pesado utilizada en este estudio fue el elemento de residuo al vacío de Ural (VR). Como se describió anteriormente, se preparó una materia prima acondicionada mezclando una cantidad de mezcla de precursor de catalizador con una cantidad de materia prima de petróleo pesado a una materia prima acondicionada final que contenía la cantidad requerida de catalizador dispersado. La excepción a esto fueron pruebas para las que se usó catalizador no dispersado, en cuyo caso el gasóleo de vacío pesado se sustituyó por la mezcla de precursor de catalizador en la misma proporción. La materia prima acondicionada se alimentó al sistema de planta piloto de la figura 5, que se hizo funcionar usando parámetros específicos. Las condiciones y resultados relevantes del proceso se exponen en la tabla 1.

Tabla 1

Los ejemplos 1 y 2 utilizaron un catalizador heterogéneo para simular un reactor de lecho en ebullición antes de mejorarse para emplear un sistema de catalizador dual según la invención. Los ejemplos 3 y 4 utilizaron un sistema de catalizador dual compuesto por el mismo catalizador heterogéneo de los ejemplos 1 y 2 y también partículas de catalizador de sulfuro de molibdeno dispersado. La concentración de partículas de catalizador de sulfuro de molibdeno dispersado en la materia prima se midió como concentración en partes por millón (ppm) de metal de molibdeno (Mo) proporcionado por el catalizador dispersado. La materia prima de los ejemplos 1 y 2 incluía catalizador no dispersado (0 ppm de Mo), la materia prima del ejemplo 3 incluía catalizador dispersado a una concentración de 30 ppm de Mo, y la materia prima del ejemplo 4 incluía catalizador dispersado a una concentración más alta de 50 ppm de Mo.

El ejemplo 1 fue la prueba de referencia en la que se hidroprocesó VR de Ural a una temperatura de 789°F (421°C) y una conversión de elemento de residuo del 60,0%. En el ejemplo 2, la temperatura se aumentó a 801°F(427°C) y la conversión de elemento de residuo (basándose en 1000°F+, %) se aumentó a 67,7 %. Esto dio como resultado un aumento sustancial en el sedimento de producto IP-375 (base de fondos de separador, % en peso) del 0,78% al 1,22%, sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) del 0,67% al 0,98%, una conversión de asfaltenos C7 del 40,6 % al 43,0 %, y conversión de MCR del 49,3% al 51,9 %. Esto indica que el catalizador heterogéneo usado por sí mismo en los ejemplos 1 y 2 no pudo soportar un aumento de temperatura y conversión sin un aumento sustancial en la formación de sedimentos.

En el ejemplo 3, que utilizó el sistema de catalizador dual, que incluye catalizador dispersado (que proporciona 30 ppm de Mo), la temperatura de reactor se aumentó a 801°F (427°C) y la conversión de elemento de residuo se aumentó al 67,0%. La tasa de alimentación se aumentó ligeramente de 0,24 a 0,25 (LHSV, vol. alimentación/vol. reactor/hora). Incluso a temperatura más alta, conversión de elemento de residuo, y tasa de alimentación, hubo una ligera disminución en el sedimento de producto IP-375 (base de fondos de separador, % en peso) del 0,78% al 0,76 %, una disminución más sustancial en el sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) del 0,67 % al 0,61 %. Además del aumento de la conversión de elemento de residuo, la conversión de asfaltenos C7 aumentó del 40,6 % al 46,9 %, y la conversión de MCR aumentó del 49,3 % al 55,2%.

El sistema de catalizador dual del ejemplo 3 también superó sustancialmente al catalizador heterogéneo usado por sí mismo en el ejemplo 2 en un amplio margen, incluyendo el aumento adicional de la conversión de asfaltenos C7 del 43,0 % al 46,9 % y conversión de MCR del 51,9 % al 55,2 %, mientras se disminuye sustancialmente el sedimento de producto IP-375 (base de fondos de separador, % en peso) del 1,22% al 0,76 %, y sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) del 0,98 % al 0,61 %.

En el ejemplo 4, que utilizó el sistema de catalizador dual, incluyendo catalizador dispersado (que proporciona 50 ppm de Mo), la temperatura de reactor fue de 801°F (427°C), la conversión fue del 65,9 %, y la tasa de alimentación fue de 0,25 (LHSV, vol. alimentación/vol. reactor/hora). En comparación con el ejemplo 1, hubo una disminución sustancial en el sedimento de producto IP-375 (base de fondos de separador, % en peso) del 0,78% al 0,54 %, una disminución sustancial en el sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) del 0,67 % al 0,45 %. Además, la conversión de asfaltenos C⁷aumentó del 40,6 % al 46,9 %, y la conversión de MCR aumentó del 49,3 % al 54,8 %. Esto indica que el sistema de catalizador dual del ejemplo 4 también superó sustancialmente al catalizador heterogéneo usado por sí mismo en el ejemplo 2 en un margen aún más amplio, incluyendo el aumento adicional de la conversión de asfaltenos C⁷a partir del 43,0 al 46,9% y conversión de MCR del 51,9 % al 54,8 %, mientras se disminuye el sedimento de producto IP-375 (base de fondos de separador, % en peso) del 1,22% al 0,54%, y sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) del 0,98 % al 0,45%.

Los ejemplos 3 y 4 demostraron claramente la capacidad de un sistema de catalizador dual en un reactor de hidroprocesamiento en ebullición mejorado para permitir una mayor intensidad de reactor, incluyendo temperatura de funcionamiento aumentada, conversión de elemento de residuo, conversión de asfaltenos C⁷, y conversión de MCR, e igual tasa de alimentación (rendimiento) mientras se reduce sustancialmente la producción de sedimentos, en comparación con un reactor de lecho en ebullición que usa solo un catalizador heterogéneo.

Ejemplos 5-8

Los ejemplos 5-8 se realizaron en la planta piloto mencionada anteriormente y también sometió a prueba la capacidad de un reactor de lecho en ebullición mejorado que empleaba un sistema de catalizador dual para funcionar con una conversión sustancialmente más alta a una tasa de alimentación (rendimiento) igual mientras se mantenía o reducía la formación de sedimento. La conversión aumentada incluyó una mayor conversión de elemento de residuo, conversión de asfaltenos C⁷, y conversión de micro desecho de carbono (MCR). La materia prima de petróleo pesado utilizada en este estudio fue el elemento de residuo de vacío (VR) de Medio Arabia. Las condiciones y resultados relevantes del proceso se exponen en la tabla 2.

Tabla 2

Se observa que los datos de sedimentos para los ejemplos 5 y 6 pueden tener conceptualmente la tendencia direccional errónea para la producción de sedimentos (es decir, menor sedimento a mayor conversión de elemento de residuo mientras se usa el mismo catalizador heterogéneo y catalizador no dispersado). No obstante, los resultados comparando los ejemplos 6-8 demostraron una clara mejora cuando se usó el sistema de catalizador dual.

Los ejemplos 5 y 6 utilizaron un catalizador heterogéneo para simular un reactor de lecho en ebullición antes de mejorarse para emplear un sistema de catalizador dual según la invención. Los ejemplos 7 y 8 utilizaron un sistema de catalizador dual compuesto por el mismo catalizador heterogéneo de los ejemplos 5 y 6 y partículas de catalizador de sulfuro de molibdeno dispersado. La concentración de partículas de catalizador de sulfuro de molibdeno dispersado en la materia prima se midió como concentración en partes por millón (ppm) de metal de molibdeno (Mo) proporcionado por el catalizador dispersado. La materia prima de los ejemplos 5 y 6 incluía catalizador no dispersado (0 ppm de Mo); la materia prima del ejemplo 7 incluía catalizador dispersado (30 ppm de Mo), y la materia prima del ejemplo 8 incluía catalizador dispersado (50 ppm de Mo).

El ejemplo 5 fue la prueba de referencia en la que se hidroprocesó VR de Medio Arabia a una temperatura de 803°F (428°C) y una conversión elemento de residuo del 73,2 %. En el ejemplo 6, la temperatura se aumentó a 815°F (435°C) y la conversión de elemento de residuo (basándose en 1000°F+, %) se aumentó al 81,4 %. El sedimento de producto IP-375 (base de fondos de separador, % en peso) disminuido del 1,40 % al 0,91 %, sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) disminuido del 1,05% al 0,61 %, la conversión de asfaltenos C7 aumentó del 55,8 % al 65,9 %, y la conversión de MCR aumentó del 47,2 % al 55,2%. Con el fin de comparar el efecto del sistema de catalizador dual de los ejemplos 7 y 8, pueden usarse cualquiera de los ejemplos 5 y 6. Sin embargo, la comparación más directa es con los resultados del ejemplo 6, que se realizó en una conversión de elemento de residuo esencialmente igual que para los ejemplos 7 y 8.

En el ejemplo 7, que utilizó partículas de catalizador dispersado (proporcionando 30 ppm de Mo), la temperatura de reactor se aumentó desde 803°F (428°C) en el ejemplo 5 hasta 815°F (435°C) y la conversión de elemento de residuo se aumentó del 73,2% en el ejemplo 5 al 79,9 %. La tasa de alimentación se mantuvo a 0,25 (LHSV, vol. alimentación/vol. reactor/hora). Incluso a temperatura, conversión y tasa de alimentación más altas, hubo una disminución en el sedimento de producto IP-375 (base de fondos de separador, % en peso) del 1,40 % al 0,68 %, una disminución en el sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) del 1,05% al 0,49%. Además del aumento de la conversión de elemento de residuo, la conversión de asfaltenos C⁷aumentó del 55,8 % al 72.9 %, y la conversión de MCR aumentó del 47,2% al 57,7 %.

El sistema de catalizador dual del ejemplo 7 también superó sustancialmente al catalizador heterogéneo usado por sí mismo en el ejemplo 6 en un amplio margen, incluyendo el aumento adicional de la conversión de asfaltenos C⁷del 65.9 % al 72,9% y conversión de MCR del 55,2% al 57,7 %, mientras se disminuye sustancialmente el sedimento de producto IP-375 (base de fondos de separador, % en peso) del 0,91% al 0,68 %, y sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) del 0,61% al 0,49%.

En el ejemplo 8, que utilizó partículas de catalizador dispersado (proporcionando 50 ppm de Mo), la temperatura de reactor fue de 815°F (435°C), la conversión fue del 80,8%, y la tasa de alimentación fue de 0,25 (LHSV, vol. alimentación/vol. reactor/hora). En comparación con el ejemplo 5, hubo una disminución sustancial en el sedimento de producto IP-375 (base de fondos de separador, % en peso) del 1,40 % al 0,43 %, una disminución sustancial en el sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) del 1,05% al 0,31 %. Además, la conversión de asfaltenos C⁷aumentó del 55,8 % al 76,0 %, y la conversión de MCR aumentó del 47,2 % al 61,8 %.

El sistema de catalizador dual del ejemplo 8 también superó sustancialmente al catalizador heterogéneo usado por sí mismo en el ejemplo 6, incluyendo el aumento adicional de la conversión de asfaltenos C⁷del 65,9 al 76,0 % y conversión de MCR del 55,2% al 61,8 %, mientras se disminuye el sedimento de producto IP-375 (base de fondos de separador, % en peso) del 0,91% al 0,43 %, y sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) del 0,61 % al 0,31 %.

Los ejemplos 7 y 8 demostraron claramente la capacidad de un sistema de catalizador dual en un reactor de hidroprocesamiento de lecho en ebullición mejorado para permitir una intensidad de reactor aumentada, incluyendo temperatura de funcionamiento aumentada, conversión de elemento de residuo, conversión de asfaltenos C⁷, y conversión de MCR, e igual tasa de alimentación (rendimiento) mientras se reduce sustancialmente la producción de sedimentos, en comparación con un reactor de lecho en ebullición que usa solo un catalizador heterogéneo.

Ejemplos 9-13

Los ejemplos 9-13 son resultados comerciales que muestran la capacidad de un reactor de lecho en ebullición mejorado que emplea un sistema de catalizador dual para permitir una conversión sustancialmente más alta a una tasa de alimentación (rendimiento) igual mientras se mantiene o reduce la formación de sedimento. La conversión aumentada incluyó una mayor conversión de elemento de residuo, conversión de asfaltenos C⁷, y conversión de microdesechos de carbono (MCR). La materia prima de petróleo pesado utilizada en este estudio fue el elemento de residuo al vacío de Ural (VR). Los datos en este estudio solo muestran resultados relativos en lugar de absolutos para mantener la confidencialidad del cliente. Las condiciones y resultados relevantes del proceso se exponen en la tabla 1.

Tabla 3

El ejemplo 9 utilizó un catalizador heterogéneo en un reactor de lecho en ebullición antes de mejorarse para emplear un sistema de catalizador dual según la invención. Los ejemplos 10-13 utilizaron un sistema de catalizador dual compuesto por el mismo catalizador heterogéneo del ejemplo 9 y partículas de catalizador de sulfuro de molibdeno dispersado. La concentración de partículas de catalizador de sulfuro de molibdeno dispersado en la materia prima se midió como concentración en partes por millón (ppm) de metal de molibdeno (Mo) proporcionado por el catalizador dispersado. La materia prima del ejemplo 9 incluía catalizador no dispersado (0 ppm de Mo); las materias primas de los ejemplos 10-13 incluían catalizador dispersado (32 ppm de Mo).

El ejemplo 9 fue la prueba de referencia en la que el VR de Ural se hidroprocesó a una temperatura de base (T^base), tasa de alimentación de base (LHSV^base), una conversión de elemento de residuo de base (Conv^base), formación de sedimento base (Sed^base), conversión de C⁷de base (C^{7 b a s e}), y conversión de MCR de base (MCR^base).

En el ejemplo 10, la temperatura (T^base) y la tasa de alimentación (LHSV^base) fueron las mismas que en el ejemplo 9. La inclusión de catalizador dispersado dio como resultado una ligera disminución en la conversión de elemento de residuo del 1,3% en comparación con la conversión de elemento de residuo de base (Conv^base-1,3%), una disminución en el sedimento de producto IP-375 (base de fondos de separador, % en peso) del 0,12% (Sed^{b a se}-0,12 %), una disminución en el sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) del 0,02 % (Sed^base-0,02 %), un aumento en la conversión de asfaltenos C⁷del 18 % (C^{7 base}+18 %), y sin cambio en la conversión de MCR (MCR^base). Esto indica que simplemente mejorando el reactor de lecho en ebullición para incluir el sistema de catalizador dual (ejemplo 10) en lugar del catalizador heterogéneo usado por sí mismo (ejemplo 9), la conversión de asfaltenos C⁷aumentó sustancialmente mientras que la formación de sedimentos disminuyó. Aunque la conversión de elemento de residuo disminuyó ligeramente, la estadística mucho más importante es el aumento en la conversión de asfaltenos C⁷ya que es el componente más responsable de la formación de coque y la contaminación de equipo.

En el ejemplo 11, la temperatura (T^base) se aumentó en 4°C (T^base+4°C) en comparación con el ejemplo 9 y la tasa de alimentación (LHSV^base) fue la misma. Esto dio como resultado una conversión de elemento de residuo aumentada del 2,7 % (Conv^base+2,7 %), una disminución en el sedimento de producto IP-375 (base de fondos de separador, % en peso) del 0,09 % (Sed^base-0,09 %), una disminución en el sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) del 0,05 % (Sed^base-0,05 %), un aumento en la conversión de asfaltenos C⁷del 25 % (C^{7 base}+25 %), y un aumento en la conversión de MCR del 2 % (MCR^base+2 %). Esto indica que mejorar el reactor de lecho en ebullición para incluir el sistema de catalizador dual en lugar del catalizador heterogéneo usado por sí mismo aumentó la conversión de elemento de residuo, aumentó sustancialmente la conversión de asfaltenos C⁷, aumentó la conversión de MCR, mientras que disminuye la formación de sedimentos. Mientras que la conversión de elemento de residuo aumentó ligeramente, la estadística mucho más importante es el aumento sustancialmente mayor en la conversión de asfaltenos C⁷.

En el ejemplo 12, la temperatura (T^base) se aumentó en 6°C (T^base+6°C) en comparación con el ejemplo 9 y la tasa de alimentación (LHSV^base) fue la misma. Esto dio como resultado una conversión de elemento de residuo sustancialmente mayor del 6,3 % (Conv^base+6,3 %), una disminución en el sedimento de producto IP-375 (base de fondos de separador, % en peso) del 0,06 % (Sed^base-0,06 %), una disminución en el sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) del 0,05 % (Sed^{b a se}-0,05 %), un aumento en la conversión de asfaltenos C⁷del 25 % (C^{7 base}+25 %), y un aumento en la conversión de MCR del 3 % (MCR^base+3 %). Esto indica que mejorar el reactor de lecho en ebullición para incluir el sistema de catalizador dual en lugar del catalizador heterogéneo usado por sí mismo aumentó sustancialmente la conversión de elemento de residuo, la conversión de asfaltenos C⁷, aumentó la conversión de MCR, mientras que disminuye la formación de sedimentos.

En el ejemplo 13, la temperatura (T^base) se aumentó en 9°C (T^base+9°C) en comparación con el ejemplo 9 y la tasa de alimentación (LHSV^base) fue la misma. Esto dio como resultado una conversión de elemento de residuo sustancialmente mayor del 10,4 % (Conv^base+10,4 %), una disminución en el sedimento de producto IP-375 (base de fondos de separador, % en peso) del 0,07 % (Sed^base-0,07 %), una disminución en el sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) del 0,07 % (Sed^{b a se}-0,07 %), un aumento en la conversión de asfaltenos C⁷del 18 % (C^{7 base}+18 %), y un aumento en la conversión de MCR del 4 % (MCR^base+4 %). Esto indica que mejorar el reactor de lecho en ebullición para incluir el sistema de catalizador dual en lugar del catalizador heterogéneo usado por sí mismo aumentó sustancialmente la conversión de elemento de residuo, la conversión de asfaltenos C⁷, y la conversión de MCR, mientras que disminuye la formación de sedimentos.

Los ejemplos 10-13 demostraron claramente la capacidad de un sistema de catalizador dual en un reactor de hidroprocesamiento en ebullición mejorado para permitir una intensidad de reactor aumentada, incluyendo temperatura de funcionamiento aumentada, conversión de elemento de residuo, conversión de asfaltenos C⁷, y conversión de MCR, e igual tasa de alimentación (rendimiento) mientras se reduce sustancialmente la producción de sedimentos, en comparación con un reactor de lecho en ebullición que usa solo un catalizador heterogéneo.

Además de los datos mostrados en la tabla 3, la figura 6 es un diagrama de dispersión y un gráfico lineal que representan gráficamente el sedimento IP-375 en fondos de torre de vacío (VTB) en función de la conversión de elemento de residuo en comparación con los niveles de referencia cuando se hidroprocesa el residuo de vacío (VR) usando diferentes catalizadores según los ejemplos 9-13. La figura 9 proporciona una comparación visual entre la cantidad de sedimento en fondos de torre de vacío (VTB) producidos usando un reactor de lecho en ebullición convencional en comparación con un reactor de lecho en ebullición mejorado que utiliza un sistema de catalizador dual.

Ejemplos 14-16

Los ejemplos 14-16 se realizaron en la planta piloto mencionada anteriormente y se sometió a prueba la capacidad de un reactor de lecho en ebullición mejorado que empleaba un sistema de catalizador dual para hacer que funcione a una tasa de alimentación (rendimiento) sustancialmente más alta a la misma conversión de elemento de residuo mientras se mantiene o reduce la formación de sedimento. La materia prima de petróleo pesado utilizada en este estudio fue el elemento de residuo de vacío (VR) de Medio Arabia. Las condiciones y resultados relevantes del proceso se exponen en la tabla 4.

Tabla 4

*Nota: Las condiciones en el ejemplo 16 se extrapolaron a partir de las condiciones del ejemplo 15 basándose en el rendimiento de otras condiciones de prueba durante la misma ejecución de la planta piloto.

Los ejemplos 14 y 15 utilizaron un catalizador heterogéneo para simular un reactor de lecho en ebullición antes de mejorarse para emplear un sistema de catalizador dual según la invención. El ejemplo 16 utilizó un sistema de catalizador dual compuesto por el mismo catalizador heterogéneo de los ejemplos 14 y 15 y partículas de catalizador de sulfuro de molibdeno dispersado. La concentración de partículas de catalizador de sulfuro de molibdeno dispersado en la materia prima se midió como concentración en partes por millón (ppm) de metal de molibdeno (Mo) proporcionado por el catalizador dispersado. La materia prima de los ejemplos 14 y 15 incluía catalizador no dispersado (0 ppm de Mo); la materia prima del ejemplo 16 incluía catalizador dispersado (30 ppm de Mo).

El ejemplo 14 fue la prueba de referencia en la que se hidroprocesó VR de Medio Arabia a una temperatura de 788°F (420°C) y una conversión de elemento de residuo del 62 %. En el ejemplo 15, la temperatura se aumentó a 800°F (427°C), la conversión de elemento de residuo se mantuvo al 62 %, y la tasa de alimentación (LHSV, vol. alimentación/vol. reactor/hora) se aumentó a 0,33. Esto dio como resultado un aumento sustancial en el sedimento de producto IP-375 (base de fondos de separador, % en peso) del 0,37 % al 0,57 %, aumento del sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) del 0,30 % al 0,44 %, una disminución sustancial de C7 en la conversión de asfaltenos del 58,0 % al 48,0 %, y una disminución en la conversión de MCR del 58,5 % al 53,5 %. Esto indica que el catalizador heterogéneo usado por sí mismo en los ejemplos 14 y 15 no pudo soportar un aumento en la temperatura y la tasa de alimentación sin un aumento sustancial en la formación de sedimentos.

En el ejemplo 16, que utilizó partículas de catalizador dispersado (proporcionando 30 ppm de Mo), la temperatura de reactor se aumentó a 803°F (428°C), la conversión de elemento de residuo se mantuvo al 62 %, y la tasa de alimentación aumentó de 0,24 a 0,3 (LHSV, vol. alimentación/vol. reactor/hora). Incluso a una temperatura y tasa de alimentación más altas, mientras se mantiene la misma conversión de elemento de residuo, hubo una disminución sustancial en el sedimento de producto IP-375 (base de fondos de separador, % en peso) del 0,37 % al 0,10 %, una disminución sustancial en el sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) del 0,30 % al 0,08%. Además, la conversión de asfaltenos C7 aumentó del 58,0 % al 59,5 % y la conversión de MCR disminuyó del 58,5 % al 57,0 %.

El sistema de catalizador dual del ejemplo 16 también superó sustancialmente al catalizador heterogéneo del ejemplo 15 en un amplio margen, incluyendo disminución sustancialmente sedimento de producto IP-375 decreciente (base de fondos de separador, % en peso) del 0,57 % al 0,10 %, disminuyendo sustancialmente el sedimento de producto IP-375 (base de petróleo de alimentación, % en peso) del 0,44 % al 0,08 %, aumentando sustancialmente la conversión de asfaltenos C7 del 48,0% al 59,5 %, y aumentando la conversión de MCR del 53,5 % al 57,0 %.

Además de los datos mostrados en la tabla 3, la figura 7 es un diagrama de dispersión y un gráfico de líneas que representan gráficamente la conversión de elemento de residuo en función de la temperatura de reactor cuando se hidroprocesa el residuo de vacío (VR) de Medio Arabia con diferentes concentraciones de catalizador dispersado y condiciones de funcionamiento según los ejemplos 14-16. La figura 8 es un diagrama de dispersión y un gráfico lineal que representan gráficamente el sedimento IP-375 en fondos O-6 en función de la conversión de elemento de residuo cuando se hidroprocesa VR de Medio Arabia usando diferentes catalizadores según los ejemplos 14-16.

La figura 9 es un diagrama de dispersión y un gráfico lineal que representan gráficamente la conversión de asfaltenos en función de la conversión de elemento de residuo cuando se hidroprocesa VR de Medio Arabia usando diferentes concentraciones de catalizador dispersado y condiciones de funcionamiento según los ejemplos 14-16.

La figura 10 es un diagrama de dispersión y un gráfico lineal que representan gráficamente la conversión de microdesechos de carbono (MCR) en función de la conversión de elemento de residuo cuando se hidroprocesa VR de Medio Arabia usando diferentes concentraciones de catalizador dispersado y condiciones de funcionamiento según los ejemplos 14-16.

Claims

REIVINDICACIONES

i. Un método para mejorar un sistema de hidroprocesamiento de lecho en ebullición que incluye uno o más reactores de lecho en ebullición para aumentar la tasa de producción de productos convertidos a partir de petróleo pesado, que comprende:

hacer funcionar inicialmente un reactor de lecho en ebullición usando un catalizador heterogéneo para hidroprocesar petróleo pesado en condiciones iniciales, incluyendo una intensidad inicial de reactor y una tasa inicial de producción de productos convertidos, en el que la intensidad inicial de reactor incluye una temperatura de funcionamiento inicial del reactor de lecho en ebullición, una conversión inicial de petróleo pesado, y un rendimiento inicial de petróleo pesado, en el que el rendimiento de petróleo pesado es la cantidad de material de alimentación introducido en el interior del reactor de lecho en ebullición en función del tiempo;

a continuación, mejorar el reactor de lecho en ebullición para que funcione usando un sistema de catalizador dual compuesto por partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado y catalizador heterogéneo; y

hacer funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado usando el sistema de catalizador dual para hidroprocesar petróleo pesado a intensidad de reactor más alta y tasa de producción aumentada de productos convertidos con respecto a cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales, en el que la intensidad de reactor más alta está caracterizada por:

aumentar el rendimiento de petróleo pesado y aumentar la temperatura de funcionamiento del reactor de lecho en ebullición mientras se mantiene o aumenta la conversión de petróleo pesado con respecto a cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales;

aumentar la conversión de petróleo pesado y aumentar la temperatura de funcionamiento del reactor de lecho en ebullición mientras se mantiene o aumenta el rendimiento de petróleo pesado con respecto a cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales; o

aumentar la conversión de petróleo pesado, aumentar el rendimiento de petróleo pesado, y aumentar la temperatura de funcionamiento del reactor de lecho en ebullición con respecto a cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales.
2. El método según la reivindicación 1, en el que el petróleo pesado comprende al menos uno de petróleo crudo pesado, betún de arenas petrolíferas, residuo de procesos de refinería, fondos de torre atmosférica que tienen un punto de ebullición nominal de al menos 343°C (650°F), fondos de torre de vacío que tienen un punto de ebullición nominal de al menos 524°C (975°F), elemento de residuo de un separador en caliente, brea de elemento de residuo, elemento de residuo de extracción con disolvente, o residuo de vacío.
3. El método según la reivindicación 1 o 2, siendo la conversión aumentada de petróleo pesado al menos un 2,5 % más alta, o al menos un 5 % más alta, o al menos un 7,5 % más alta, o al menos un 10 % más alta, o al menos un 15 % más alta, que la conversión inicial de petróleo pesado cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales.
4. El método según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 3, siendo la temperatura de funcionamiento aumentada del reactor de lecho en ebullición al menos 2,5°C más alta, o al menos 5°C más alta, o al menos 7,5°C más alta, o al menos 10°C más alta, que la temperatura de funcionamiento inicial cuando se hace funcionar en las condiciones iniciales.
5. El método según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 4, en el que las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado son de menos de 1 |im de tamaño, o menos de 500 nm de tamaño, o menos de 100 nm de tamaño, o menos de 25 nm de tamaño, o menos de 10 nm de tamaño.
6. El método según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 5, formándose in situ las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado dentro del petróleo pesado a partir de un precursor de catalizador.
7. El método según la reivindicación 6, que comprende además mezclar el precursor de catalizador con un hidrocarburo diluyente para formar una mezcla de precursor diluida, combinar la mezcla de precursor diluida con el petróleo pesado para formar petróleo pesado acondicionado, y calentar el petróleo pesado acondicionado para descomponer el precursor de catalizador y formar las partículas de catalizador de sulfuro metálico dispersado in situ.
8. El método según la reivindicación 1,

en el que hacer funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado incluye usar el sistema de catalizador dual a un rendimiento más alto de petróleo pesado, temperatura de funcionamiento más alta del reactor de lecho en ebullición, tasa aumentada de producción de productos convertidos, y tasa de contaminación de equipo y/o producción de sedimentos igual a o menor que cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales, en el que el reactor de lecho en ebullición mejorado se hace funcionar mientras se mantiene o aumenta la conversión del petróleo pesado con respecto a cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales.
9. El método según la reivindicación 1,

en el que hacer funcionar el reactor de lecho en ebullición mejorado incluye usar el sistema de catalizador dual para hidroprocesar petróleo pesado a una conversión más alta de petróleo pesado, temperatura de funcionamiento más alta del reactor de lecho en ebullición, aumento de la tasa de producción de productos convertidos, y tasa de contaminación de equipo y/o producción de sedimentos igual a o menor que cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales, en el que el reactor de lecho en ebullición mejorado se hace funcionar mientras se mantiene o aumenta el rendimiento del petróleo pesado con respecto a cuando se hace funcionar el reactor de lecho en ebullición en las condiciones iniciales.