ES2933702T3 - Esquema de procesamiento para la producción de combustible de transporte con bajo contenido en azufre - Google Patents

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Abstract

Esta invención describe un esquema de procesamiento novedoso y eficiente que se puede usar para transformar una materia prima de residuos de vacío en combustible de bunker con 0,5% en peso de azufre que cumple con las especificaciones requeridas por la Organización Marítima Internacional (OMI). (Traducción automática con Google Translate, sin valor legal)

Description

DESCRIPCIÓN
Esquema de procesamiento para la producción de combustible de transporte con bajo contenido en azufre
CAMPO DE LA INVENCIÓN
Esta invención se refiere en general a métodos para elaborar combustibles de transporte marítimo que tienen un máximo del 0,5% en peso de contenido en azufre consistente con los nuevos límites globales fijados por la Organización Marítima Internacional.
ANTECEDENTES
Como se promulga por la Organización Marítima Internacional (OMI), publicado como Anexo VI MARPOL revisado en 2008, los combustibles marítimos se limitarán globalmente con requisitos cada vez más estrictos sobre el contenido en azufre. Además, países y regiones individuales están empezando a restringir el nivel de azufre usado en barcos en regiones conocidas como zonas de control de las emisiones, o ECA.
Los combustibles usados en el transporte marítimo global son normalmente combustibles de transporte marítimo, para barcos más grandes. Los combustibles de transporte marítimo son ventajosos dado que son menos costosos que otros combustibles; sin embargo, normalmente se componen de combustibles de craqueo y/o residuales y por tanto tienen mayores niveles de azufre. El cumplimiento de las especificaciones de azufre menores para embarcaciones marítimas puede llevarse a cabo convencionalmente a través del uso de destilados. Sin embargo, los combustibles destilados se comercializan normalmente con un recargo de alto coste por una variedad de motivos, de los cuales no es el menor la utilidad en una variedad de aplicaciones para el transporte que emplean motores de encendido por compresión. Se producen a bajos niveles de azufre, normalmente de manera significativa por debajo de los niveles de azufre especificados en las regulaciones de la OMI.
Esas regulaciones especifican, entre otros, un contenido en azufre del 1,0% en peso en combustibles ECA (en vigor desde julio de 2010) para combustibles residuales o destilados, un límite de contenido en azufre del 3,5% en peso en combustibles globales (en vigor desde enero de 2012), lo que puede afectar a aproximadamente el 15% del suministro de combustible residual actual, un contenido en azufre del 0,1% en peso en combustibles ECA (en vigor desde enero de 2015), principalmente en relación con combustible destilado medio sometido a hidrotratamiento, y un límite de contenido en azufre del 0,5% en peso en combustibles globales, centrado principalmente en combustible destilado o mezclas de combustible destilado/residual. En octubre de 2016, la fecha de implementación para el límite de azufre global del 0,5% se estableció como el 1 de enero de 2020.
Cuando los límites de azufre ECA y el límite de azufre global caen, pueden tener lugar diversas reacciones para suministrar combustibles con bajo contenido en azufre. El combustible ECA con un 0,1% en peso de azufre puede ser desafiante de suministrar, dado que los expedidores compran normalmente fueloiles con bajo contenido en azufre con propiedades adecuadas for aplicaciones marítimas, y a un alto descuento de precio con respecto a los combustibles destilados.
Estas regulaciones de limitación de azufre requerirán una inversión significativa por parte de los refinadores y/o los propietarios de barcos. Sin embargo, dado el corto periodo de tiempo para su introducción, se espera un cambio en el material de fuente de combustibles de transporte y su tarificación con el fin de satisfacer las necesidades del mercado para 2020 y más allá. Además, el precio de combustible de transporte con el 0,5% en peso de azufre depende de las decisiones estratégicas que se tomarán por parte de los refinadores y propietarios de barcos tales como la selección de crudo y proyectos de conversión o reacondicionamientos de lavadores de gas de escape para barcos más antiguos.
Considerando el estrecho periodo de tiempo y el nivel de disposición de los sectores del refinado y transporte marítimo, se espera que una parte potencialmente significativa del combustible marítimo con el 0,5% en peso de azufre se produzca degradando destilados medios valiosos, haciendo por tanto subir su precio. El precio de los combustibles de transporte también podría verse afectado, dado que grandes volúmenes de destilados medios podrían desviarse al conjunto de combustible de transporte en lugar de al uso como diésel para carretera o gasóleo de calefacción doméstico.
Esta situación puede favorecer a refinadores que inviertan para transformar parte de sus alimentaciones pesadas de bajo valor en combustibles de transporte, asegurándose márgenes de beneficio sustanciosos por el alto diferencial de precio entre el combustible de transporte con el 0,5% en peso de azufre y el residuo con alto contenido en azufre.
Las unidades de craqueo catalítico fluido (FCC) están diseñadas para producir altos rendimientos de gasolina a partir de alimentaciones de gasóleo a vacío principalmente. El FCC también produce subproductos de menor valor. Uno es el aceite de ciclo ligero (LCO, Light Cycle Olí), una corriente en el intervalo de ebullición del diésel que contiene niveles relativamente altos de compuestos aromáticos y puede (dependiendo de la alimentación y cualquier pretratamiento de alimentación) tener un contenido bastante alto en azufre. Otro es la corriente de partes finales de fraccionador de FCC, denominada comúnmente aceite decantado de FCC. Esta es una corriente aromática, muy pesada, de mayor punto de ebullición, que tiene normalmente una gravedad API negativa y con un alto contenido en azufre. EL LCO se trata normalmente para eliminar el azufre y los compuestos aromáticos saturados (aumentando de ese modo su bajo índice de cetano), aunque alcanzar altos índices de cetano con LCO requiere hidrotratamiento a alta presión. El LCO también puede usarse como componente de mezcla de fueloil residual para reducir el azufre y la viscosidad. El aceite decantado de FCC se usa normalmente como componente de mezclado para fueloil residual, desechado en una unidad de coquización, o vendido como materia prima química. Con las regulaciones de la OMI venideras, ya no será posible enviar la mayoría del aceite decantado de FCC directamente a fueloil, ya que su contenido en azufre será demasiado alto en prácticamente todos los casos.
La incertidumbre sobre el precio futuro del combustible de transporte con el 0,5% en peso de azufre añade riesgo a cualquier inversión que tenga como objetivo producir este producto. Una manera fiable de reducir este riesgo es acoplar la economía del proyecto con la producción de otros productos de alto valor tales como combustibles de transporte limpios (gasolina, diésel para carretera y combustible de aviación) y materia prima petroquímica premium (propileno, nafta para craqueo a vapor o compuestos aromáticos). Variables tales como la configuración de refinería existente, las restricciones medioambientales, los precios de producto y otros factores de ubicación desempeñan un papel determinante sobre la configuración de proceso óptima que es necesario seguir con el fin de producir combustibles de transporte al tiempo que se garantice una rentabilidad aceptable con la inversión.
El documento JP2008 297438 A da a conocer un proceso para producir un fueloil con contenido en azufre ultrabajo que incluye operaciones de hidrodesulfuración e hidrocraqueo.
A la luz de lo anterior, los solicitantes han dado a conocer una invención que comprende un esquema de procesamiento novedoso que puede usarse para transformar residuo atmosférico o a vacío en combustible de transporte con el 0,5% en peso de azufre que cumple la lista completa de especificaciones.
Estas y otras características de la presente invención serán más fácilmente evidentes a partir de la siguiente descripción con referencia a los dibujos adjuntos.
SUMARIO DE LA INVENCIÓN
Es un objeto de la invención del solicitante describir una configuración de procesamiento optimizada para la producción de combustible de transporte con el 0,5% en peso de azufre a partir de un residuo atmosférico o a vacío con alto contenido en azufre.
Es un objeto adicional de la invención describir un método eficiente para tratar LCO de FCC con alto contenido en azufre y aceite decantado que ya no pueden usarse como componentes de mezclado de combustible de transporte bajo el límite de azufre de 2020.
Más particularmente, la presente invención es un proceso según la reivindicación 1.
Preferiblemente, dicha unidad de hidrodesulfuración de lecho fijo o de lecho en ebullición de la etapa (d) funciona a una presión de entre 100 y 230 bar (entre 1450 y 3335 psi), una LHSV de 0,05 a 5 h-1, una relación de H2/hidrocarburo de 50 a 5000 Nm3/m3 de alimentación, y a una temperatura de entre 300 y 450°C (entre 572 y 842°F).
Preferiblemente, dicha unidad de hidrodesulfuración de lecho fijo o de lecho en ebullición de la etapa (d) funciona a una presión de entre 160 y 200 bar (entre 2320 y 2900 psi), una LHSV de 0,05 a 5 h-1, una relación de H2/hidrocarburo de 50 a 5000 Nm3/m3 de alimentación, y una temperatura de entre 400 y 430°C (entre 752 y 806°F).
Preferiblemente, dicha unidad de hidrodesulfuración de lecho fijo o de lecho en ebullición funciona generalmente a una presión de entre 35 y 75 bar (entre 508 y 1088 psi), una LHSV de 0,5 a 5 h-1, una relación de ^/hidrocarburo de 100 a 5000 Nm3/m3 de alimentación, una temperatura de entre 200 y 400°C (entre 392 y 752°F) y una presión parcial de hidrógeno mínima de 25 bar (362 psi) y en la que se elimina azufre hasta un nivel de entre 10-1000 ppm en peso y en la que además la saturación de compuestos aromáticos está por debajo del 40%.
Preferiblemente, dicha unidad de hidrodesulfuración de lecho fijo o de lecho en ebullición funciona generalmente a una presión de aproximadamente entre 40 y 55 bar (entre 580 y 798 psi); una LHSV de 0,5 a 5 h-1, una relación de H2/hidrocarburo de 100 a 5000 Nm3/m3 de alimentación, una temperatura de entre 300 y 400°C (entre 572 y 752°F), una presión parcial de hidrógeno mínima de 25 bar (362 psi) y en la que se elimina azufre hasta un nivel de entre 100­ 500 ppm en peso y en la que además la saturación de compuestos aromáticos está por debajo del 40%.
Preferiblemente, el catalizador utilizado en la etapa d) se elige de un grupo que comprende cobalto-molibdeno, níquelmolibdeno, o una combinación de cobalto-molibdeno y níquel-molibdeno.
Preferiblemente, el catalizador utilizado en la etapa a) es un catalizador de cobalto o níquel-molibdeno.
Preferiblemente, dicha corriente de hidrógeno para la etapa a) se obtiene por medio de una combinación de una corriente de hidrógeno de reposición, dicha corriente de hidrógeno de la etapa a) y la corriente de hidrógeno de la etapa (d).
Preferiblemente, las etapas (a), (b) y (d) están integradas por medio de un sistema de compresión de hidrógeno de múltiples etapas común alimentado mediante una corriente de hidrógeno de reposición, tomándose dicha corriente de hidrógeno para la etapa (d) de dicho sistema de compresión de hidrógeno de múltiples etapas común y fluyendo después una vez a través de dicha unidad de hidrodesulfuración de lecho fijo o de lecho en ebullición y alimentándose además dicha corriente de vapor rico en hidrógeno de la etapa (d) después de vuelta a una etapa diferente de dicho sistema de compresión de hidrógeno de múltiples etapas común en la que en primer lugar se mezcla con uno parcialmente comprimido de dicho hidrógeno de reposición y se comprime adicionalmente para alimentarse a la etapa (a).
Preferiblemente, dicha materia prima en la etapa (a) incluye aceite decantado de una unidad de craqueo catalítico fluido (FCC) es mayor del 1%.
Preferiblemente, dicha materia prima en la etapa (a) incluye aceite decantado de una unidad de craqueo catalítico fluido (FCC) es mayor del 10%.
Preferiblemente, dicha materia prima en la etapa (a) incluye aceite decantado de una unidad de craqueo catalítico fluido (FCC) es mayor del 20%.
BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS
La Figura 1 muestra un diagrama de flujo que esboza un proceso a modo de ejemplo para elaborar un combustible de transporte con bajo contenido en azufre a partir de una materia prima de residuo atmosférico o a vacío tal como se describe en el presente documento.
La Figura 2 muestra un esquema de procesamiento integrado alternativo que tiene una fuente diferente de hidrógeno para la sección de hidrodesulfuración (HDS) de aceite de ciclo ligero (LCO).
La Figura 3 muestra los costes de adición de catalizador diarios para los dos ejemplos presentados.
DESCRIPCIÓN DETALLADA DE LA INVENCIÓN
El proceso de la invención del solicitante se divide en cuatro secciones distintas dentro del mismo proceso global. La zona I muestra la hidrodesulfuración (HDS) del aceite de ciclo ligero (LCO) de la unidad de craqueo catalítico fluido (FCC). La zona II muestra la zona de compresión de hidrógeno. La zona III muestra la sección de purificación de hidrógeno. Finalmente, la zona IV muestra la sección de proceso de hidrocraqueo de residuo del sistema de reactores de residuo de lecho en ebullición. Cada una de estas zonas de reacción se muestra en las FIGS. 1 y 2.
La configuración mostrada en la invención del solicitante permite la fabricación eficiente y efectiva de combustible de transporte con bajo contenido en azufre, así como combustibles de transporte valiosos, a partir de una materia prima de residuo atmosférico o a vacío.
La Figura 1 muestra un diagrama de flujo que esboza un proceso a modo de ejemplo para elaborar un combustible de transporte con bajo contenido en azufre a partir de una materia prima de residuo atmosférico o a vacío tal como se describe en el presente documento. En la zona I, el LCO 11 de una unidad de craqueo catalítico fluido (FCC) (no mostrada) se trata por separado en una unidad de HDS 12 con algo de o todo el hidrógeno 23 de la primera etapa del compresor de hidrógeno de reposición común 22 procedente de la zona de compresión de hidrógeno (II). El hidrógeno 23 de la primera etapa del compresor de reposición común funciona a una presión de aproximadamente entre 35 y 75 bar (aproximadamente entre 508 y 1088 psi) y preferiblemente de 40 a 70 bar (de 580 a 1015 psi).
La unidad de HDS 12 puede ser un reactor de lecho fijo o de lecho en ebullición. Parte del hidrógeno 23a de la primera etapa del compresor de hidrógeno de reposición común 22 puede enviarse a la segunda fase del compresor de reposición común 24 a las mismas presiones tal como se especifican para el hidrógeno 23.
La zona de hidrodesulfuración I funciona un régimen de hidrógeno de paso único no requiriendo por tanto ningún compresor de recirculación ni absorbedor de amina. El uso de hidrógeno de reposición de alta pureza como alimentación para la unidad de HDS 12 permite minimizar la presión total al tiempo que se mantiene una presión parcial de hidrógeno suficiente. La unidad de HDS 12 funciona generalmente en las siguientes condiciones: presión de 35 a 75 bar (de 508 a 1088 psi) y preferiblemente a una presión de entre 40 y 55 bar (de 580 a 798 psi); una LHSV de 0,5 a 5 h-1; una relación de H2/hidrocarburo de 100 a 5000 Nm3/m3 de alimentación; una temperatura de entre 200 y 400°C (entre 392 y 752°F) y preferiblemente de entre 300 y 400°C (entre 572 y 752°F); una presión parcial de hidrógeno mínima de 25 bar (362 psi). El catalizador usado en la unidad de HDS 12 podría ser cobalto-molibdeno, níquel-molibdeno o una combinación de estos dos. Se prefiere cobalto-molibdeno. Estas condiciones permiten un buen rendimiento de hidrodesulfuración con menos del 40% de saturación de compuestos aromáticos, lo que es beneficioso en la solubilización de las de moléculas asfalteno que permanecen en el residuo no convertido del proceso de hidrocraqueo de residuo, cumpliendo por tanto la especificación de estabilidad de fueloil de residuo. La saturación de compuestos aromáticos está por debajo del 40% y preferiblemente por debajo del 15%.
La unidad de HDS 12 produce un efluente líquido 13 y un gas de purga de vapor rico en hidrógeno 17. El efluente líquido 13 se envía a una unidad de columna separadora 14 para fraccionar el efluente en una corriente de nafta bruta 15 y una corriente de aceite de ciclo ligero con bajo contenido en azufre estabilizado 16 (ULS LCO). La corriente de nafta bruta 15 se combina con la nafta 52 de la sección de fraccionamiento 48 en la zona IV y la corriente de nafta combinada 19 se envía a una columna estabilizadora y entonces a un reformador (no mostrado) para la producción de gasolina.
El gas de purga rico en hidrógeno 17 de la unidad de HDS 12 se combina con cualquier hidrógeno de la unidad de compresión de hidrógeno de la primera etapa 22 en la zona II no usado originariamente como alimentación de hidrógeno para la unidad de reactor de HDS 12 (corriente 23a) e hidrógeno purificado 35 de la unidad de membrana de alta presión de segunda etapa 34 en la zona de purificación de hidrógeno III y después se dirige de vuelta a la sección de segunda etapa del compresor de reposición común 24 en la zona II. El hidrógeno purificado 35 de la unidad de membrana de alta presión de segunda etapa 34 en la zona de purificación de hidrógeno III está a una presión de aproximadamente entre 30 y 70 bar (entre 435 y 1015 psi) y preferiblemente de 35 a 50 bar (de 508 a 725 psi).
El hidrógeno comprimido 25 de la sección de segunda etapa del compresor de reposición común 24 se combina después con hidrógeno purificado 38 de una unidad de membrana de alta presión de primera etapa 37 en la zona de purificación de hidrógeno III en la que se comprime adicionalmente hasta la presión requerida para el sistema de reactores de residuo de lecho en ebullición 42 en la zona de hidrocraqueo IV. El hidrógeno comprimido 25 de la sección de segunda etapa del compresor de reposición común 24 está a una presión de aproximadamente entre 60 y 135 bar (entre 870 y 1958 psi) y preferiblemente de 80 a 120 bar (de 1160 a 1740 psi).
A la unidad de membrana de alta presión de primera etapa 37 en la zona de purificación de hidrógeno III se le alimenta un gas de purga a alta presión 46 de la sección de separación 44 en la zona IV. El gas de purga a alta presión 46 está a una presión de aproximadamente entre 90 y 220 bar (entre 1305 y 3190 psi) y preferiblemente de 150 a 190 bar (de 2175 a 2755 psi). El permeado de hidrógeno 38 de la membrana de alta presión de primera etapa 37 se envía a la etapa de succión de compresor 3 (26) junto con el producto de hidrógeno 25 de la etapa de compresor 2 (24). El gas no permeado 36 de la membrana de alta presión de primera etapa 37 se dirige a la membrana de alta presión de segunda etapa 34 para una recuperación de hidrógeno adicional. Obsérvese que no se requiere la disposición de membranas de dos etapas - podría usarse una membrana de una sola etapa en la que el gas no permeado 36 de la etapa de membrana 1 (37) pasase directamente a la unidad de PSA 31.
El sistema de hidrocraqueo de reactores de residuo de lecho en ebullición 42 en la zona IV puede estar compuesto por uno o más reactores de lecho en ebullición. El sistema de hidrocraqueo de reactores de residuo de lecho en ebullición 42 funciona generalmente en las siguientes condiciones: presión de 100 a 230 bar (de 1450 a 3335 psi) y preferiblemente a una presión de entre 160 y 200 bar (entre 2320 y 2900 psi); una LHSV de 0,05 a 5 h-1; una relación de H2/hidrocarburo de 50 a 5000 Nm3/m3 de alimentación y a una temperatura de entre 300 y 450°C (entre 572 y 842°F) y preferiblemente entre 400 y 430°C (entre 752 y 806°F).
En el sistema de hidrocraqueo de residuo de lecho en ebullición 42 puede usarse cualquier catalizador estándar, especialmente un catalizador granular que comprende, sobre un sustrato, al menos un metal o compuesto de metal con una función hidrogenante. Este catalizador está lo más a menudo en forma de un extruido.
La corriente de alimentación 41 para el sistema de hidrocraqueo de sistema de reactores de residuo de lecho en ebullición 42 es un aceite de residuo atmosférico o a vacío y puede incluir también una corriente de alimentación de aceite decantado junto con la corriente de hidrógeno de alta pureza comprimido 27 de la unidad de compresor de reposición común de tercera etapa 26 en la zona de compresión de hidrógeno II. La corriente de hidrógeno de alta pureza 27 es generalmente de entre el 84 y el 100% de volumen de H2 y preferiblemente del 95 al 100% de vol. de H2.
La corriente de alimentación 41 del sistema de reactores de residuo de lecho en ebullición 42 puede incluir el aceite decantado de FCC que se enviaría normalmente a la producción de fueloil, aunque el procesamiento de aceite decantado no es obligatorio. El aceite decantado es generalmente una corriente con un contenido relativamente alto en azufre y no sería posible incluir esta corriente directamente en el fueloil bajo las nuevas regulaciones de la OMI.
Procesar la alimentación de residuo 41 en el sistema de reactores de residuo de lecho en ebullición 42 tiene las ventajas de convertir una parte de la corriente en productos más ligeros y de reducir el nivel de azufre y, si se incluye aceite decantado en una corriente de alimentación 41 de este tipo, los compuestos aromáticos pesados en el aceite decantado pueden ser beneficiosos a la hora de mantener un funcionamiento estable en el sistema de reactores de residuo de lecho en ebullición 42 así como la unidad de separación 44 y la unidad de fraccionamiento 48.
El efluente 43 del sistema de reactores de residuo de lecho en ebullición 42 se alimenta a una sección de separación 44 compuesta por recipientes que funcionan a diversas temperaturas y que tienen secciones de media y alta presión para crear una corriente de líquido 47, una corriente de gas de purga de MP 45 y una corriente de gas de purga de HP 46.
La corriente de gas de purga de HP 46 está generalmente a una presión de entre 100 y 230 bar (entre 1450 y 3335 psi) y preferiblemente de 160 a 200 bar (de 2320 a 2900 psi). La purga de MP 45 está generalmente a una presión de aproximadamente entre 30 y 65 bar (entre 435 y 942,5 psi) y preferiblemente de 25 a 50 bar (de 362,5 a 725 psi).
El gas de purga de MP 45 se combina con una corriente de gas no permeado 33 de la membrana de segunda etapa 34 y se alimenta a una unidad de adsorbedor por oscilación de presión 31 para recuperar una corriente de hidrógeno de alta pureza 32 que se alimenta a la primera etapa de la unidad de compresor de hidrógeno de reposición común 22. La corriente de gas de purga de HP 46 se alimenta a la unidad de membrana de alta presión de primera etapa 37 en la zona de purificación de hidrógeno III.
La corriente de líquido 47 de la sección de separación 44 se envía a la unidad de fraccionamiento 48, en la que se separa en diversos productos líquidos mediante destilación atmosférica y a vacío. Una corriente de nafta bruta 52 se envía a la zona de HDS I tal como se mencionó anteriormente. La corriente de nafta bruta 52 tiene un punto de corte de TBP de aproximadamente entre 120° y 200°C (entre 248° y 392°F).
Otras corrientes separadas en la unidad de fraccionamiento incluyen una corriente de diésel 49, una corriente de gasóleo a vacío 50 y una corriente de residuo a vacío 51.
La zona II representa la compresión de hidrógeno en varias etapas. Puede usarse cualquier número de etapas, pero son típicas de dos a cuatro (se muestran tres etapas (22), (24) y (26) en las Figuras 1 y 2). El hidrógeno 23 se ha comprimido en el hidrógeno de primera etapa para alcanzar la presión apropiada para la unidad de HDS 12 en la primera etapa de compresor de hidrógeno 22, que se ha alimentado con hidrógeno de reposición 21 así como hidrógeno purificado 32 de la unidad de adsorbedor por oscilación de presión (PSA) 31 de la zona de purificación de hidrógeno III.
El efluente 13 de la unidad de HDS 12 se envía a la unidad de fraccionamiento de HDS 14. La unidad de fraccionamiento de HDS 14 separa la corriente de alimentación en una corriente de nafta 15 que se combina con la nafta bruta 52 de la zona IV y se envía a un reformador (no mostrado) y una corriente de crudo ligero con contenido en azufre ultrabajo 16 (ULS LCO). La corriente de nafta 15 tiene también un punto de corte de TBP generalmente de aproximadamente entre 120° y 200°C (entre 248° y 392°F).
La corriente de ULS LCO 16 de la unidad de fraccionador de HDS 14 se combina después con residuo a vacío 51 de la unidad de fraccionador del sistema de reactores de residuo de lecho en ebullición 48 de la sección de hidrocraqueo de la zona IV para crear la corriente de fueloil con contenido en azufre ultrabajo 53 (ULSFO) que contiene no más del 0,5% por ciento en peso de azufre, menos del 18% por ciento en peso de residuo de carbono Conradson, menos de 350 wppm en peso de vanadio, una densidad de menos de 991 kg/m3 a 15°C, menos del 0,1 por ciento en peso de sedimento según la norma IP-390,y una viscosidad de menos de 380 centistokes a 50°C.
La Figura 2 muestra un esquema de procesamiento integrado alternativo que tiene una fuente diferente de hidrógeno para la zona I de hidrodesulfuración (HDS) de aceite de ciclo ligero (LCO). A menos que se indique, las condiciones de funcionamiento en este esquema son generalmente las mismas que las descritas en la descripción de la Figura 1 detallada anteriormente.
En este esquema de procesamiento alternativo, se utiliza gas de purga de hidrógeno 46 de la unidad de separación 44 en la zona IV por la unidad de HDS 12 o bien directamente como corriente de HP 46b o bien tras enviarse en primer lugar 46a a la unidad de membrana de alta presión de primera etapa 37, en la que se purifica adicionalmente y se envía como hidrógeno de alta pureza 39 para su utilización por la unidad de HDS 12. La corriente de HP 46b funciona generalmente a una presión de aproximadamente entre 30 y 65 bar (entre 435 y 943 psi) y preferiblemente a de 40 a 55 bar (de 589 a 798 psi). La unidad de membrana 37 puede ser una membrana o bien de una etapa o bien de dos etapas. La corriente 46a está generalmente a una presión de aproximadamente entre 90 y 250 bar (entre 1305 y 3625 psi) y preferiblemente entre 130 y 190 bar (entre 1885 y 2755psi).
Adicionalmente, el gas de purga de HP 17 de la unidad de HDS 12 se dirige de vuelta a la unidad de PSA 31 para su purificación junto con la corriente de purga de MP 45 de la unidad de separación 44.
EJEMPLO 1
Esta invención se describirá adicionalmente mediante el siguiente ejemplo, que no debe interpretarse como que limita el alcance de la invención.
El ejemplo mostrado utiliza crudo de residuo a vacío Arab Light atípico (VR) que tiene las siguientes propiedades:
TABLA 1 - PROPIEDADES DE LA ALIMENTACIÓN
Crudo Arab Light Crudo Residuo a vacío Rendimientos, % en peso 100 20,23
Rango nominal, F+ 1000
SPG D60/60 0,859 1,018
Gravedad API 33,2 7,5
Azufre % en peso 1,79 4,1
Nitrógeno ppm 803 3318
CCR % en peso 4,4 21
Ni V ppm 20 103
V ppm 79
Asfalteno C7 % en peso 2 10
Se consideran dos niveles de conversión de residuo - el 65% y el 85 % en volumen en un régimen de 537,82C+ (10002F+). El LCO usado para el mezclado se somete a hidrotratamiento en la sección de HDS integrada hasta un nivel de azufre del 0,1% en peso. Esta es una labor de HDS bastante suave y puede llevarse a cabo en condiciones más suaves (mayor LHSV, menor presión) que las requeridas para producir un producto de diésel final a partir de LCO. Las propiedades del LCO sometido a hidrotratamiento se muestran a continuación.
TABLA 2 (Obsérvese 1222F = 502C)
HT LCO
Gravedad API 24
Azufre, % en peso 0,1
CCR, % en peso 0
V, ppm en peso 0
Viscosidad, cSt a 122oF 2,5
El contenido en azufre del LCO en este ejemplo es con fines ilustrativos. Es posible desulfurar el LCO hasta un nivel de azufre de producto menor en la sección de HDS integrada. El nivel de desulfuración deseado en la sección de HDS integrada será el resultado de muchos factores, especialmente azufre en la alimentación de LCO, el contenido en azufre de la alimentación VR del sistema de reactores de residuo de lecho en ebullición, el nivel de HDS y la tasa de adición de catalizador en la unidad del sistema de reactores de residuo de lecho en ebullición.
Los dos casos de conversión de residuo están a una tasa de alimentación constante y un tamaño de reactor constante (LHSV).
Para el caso de menor conversión, la temperatura de funcionamiento del reactor está reducida frente al caso de mayor conversión. Para alcanzar el nivel de HDS requerido para producir combustible de transporte con el 0,5% en peso de azufre, la tasa de adición de catalizador diaria se ajusta entre los dos casos.
La Figura 3 muestra los costes de adición de catalizador diarios para los dos casos presentados.
Se muestran rendimientos y calidades de producto del sistema de reactores de residuo de lecho en ebullición en las tablas 3 y 4 a continuación for las dos conversiones de residuo.
TABLA 3 Rendimientos de la unidad del sistema de reactores de residuo de lecho en ebullición Conversión de residuo, V% 65 85
Rendimientos % en peso % en volumen % en peso % en volumen
Figure imgf000007_0001
Conversión de residuo, V% 65 85
Nafta 5,6 15,0
Diésel 25,8 45,5
VGO 30,7 32,4
UCO 31,9
Figure imgf000008_0001
14,3
En el caso de menor conversión, se maximiza el fueloil. Esta operación se favorecería en un escenario de precio de combustible de transporte alto. Si el precio para el combustible de transporte es menor, puede aumentarse la conversión.
Esto aumenta la producción de productos C5-537,82C (C5-10002F) en prácticamente un 30% al tiempo que se reduce la producción de combustible de transporte en más de la mitad.
TABLA 4 Propiedades de UCO y combustible de transporte del sistema de reactores de residuo de lecho en ebullición
UCO de Espec. de RMG
Sistema de reactores de residuo de
lecho en ebullición Combustible
Conversión del 65% LCO de
transporte
Composición, V% 55,0 45,0
Gravedad, API 12,6 24
d 15/4 0,982 0,91 0,949 0,991 máx.
Azufre, % en peso 0,82 0,1 0,50 0,5 máx.
CCR, % en peso 13,9 0 7,9 18 máx.
V, ppm en peso 3 0 1 350 máx.
Viscosidad, cSt 240.000 2, 5 90 380 máx.
Sedimento IP 390, % <0,1 0,1 máx.
en peso
UCO de Espec. de RMG
Sistema de reactores de residuo de
lecho en ebullición Bunker Fuel
Conversión del 85% LCO
Composición, V% 55,0 45,0
Gravedad, API 8,7 24
d15/4 1,009 0,91 0,964 0,991 máx.
Azufre, % en peso 0,80 0,1 0,50 0,5 máx.
CCR, % en peso 20,8 0 12 18 máx.
V, ppm en peso 3 0 2 350 máx.
Viscosidad, cSt 2,5 MM 2, 5 160 380 máx.
Sedimento IP 390, % <0,1 0,1 máx.
en peso
TABLA 5 Propiedades de efluentes de unidad de aceite H
Conversión del 65% Conversión del 85% Producto VGO Diésel Nafta VGO Diésel Nafta
API 21,1 34,1 69,4 19,9 33,2 68,9
Azufre, % en peso 0,25 0,06 0,01 0,25 0,06 0,02
N, ppm en peso 1500 470 < 50 1700 450 < 50
H, % en peso 12,0
Figure imgf000008_0002
11,8
C Conversión del 85% Producto VGO O Diésel Nafta
Ni+ V, ppm en peso < 1
Figure imgf000009_0001
1
La invención descrita en el presente documento se ha dado a conocer en los términos de realizaciones y aplicaciones específicas. Sin embargo, estos detalles no pretender ser limitativos y otras realizaciones, a la luz de esta enseñanza, serían obvias para los expertos en la técnica. Por consiguiente, debe entenderse que los dibujos y las descripciones son ilustrativos de los principios de la invención, y no deben interpretarse como que limitan el alcance de la misma.

Claims (8)

  1. REIVINDICACIONES
    1 Una configuración de proceso para la producción de productos de combustible con bajo contenido en azufre a partir de materias primas de residuo pesado que comprende:
    a) alimentar una materia prima que comprende un aceite pesado y una corriente de hidrógeno a uno o más reactores de lecho en ebullición para proporcionar un primer efluente; y
    b) alimentar dicho primer efluente desde dicho uno o más reactores de lecho en ebullición a una sección de separación que comprende recipientes de separación a diferentes temperaturas y presiones para recuperar gases ricos en hidrógeno y efluentes líquidos, y
    c) alimentar dichos efluentes líquidos desde dicha sección de separación a unidades de destilación atmosférica y a vacío para recuperar una corriente de residuo a vacío, corriente(s) de gasóleo a vacío, corriente(s) de nafta y corriente(s) de destilado medio; y
    d) alimentar una corriente de aceite de ciclo ligero desde una unidad de craqueo catalítico fluido y una corriente de hidrógeno a una unidad de hidrodesulfuración de lecho fijo o de lecho en ebullición para proporcionar un segundo efluente líquido y una corriente de vapor rico en hidrógeno, obteniéndose dicha corriente de hidrógeno de dichas corrientes de gas rico en hidrógeno en la etapa (b) y devolviéndose dicha corriente de vapor rico en hidrógeno de la etapa (d) después a dicha sección de separación en la etapa (b); y
    e) fraccionar dicho segundo efluente líquido en una columna de separación para separar una corriente de nafta bruta y una corriente de aceite de ciclo ligero con bajo contenido en azufre estabilizado; y
    f) mezclar dicha corriente de aceite de ciclo ligero con bajo contenido en azufre con dicha corriente de residuo a vacío de la etapa c) para proporcionar un producto de fueloil final; y
    en el que dicho producto de fueloil contiene no más del 0,5% por ciento en peso de azufre, menos del 18% por ciento en peso de residuo de carbono Conradson, menos de 350 ppm en peso de vanadio, una densidad de menos de 991 kg/m3 a 15°C, menos del 0,1 por ciento en peso de sedimento según la norma IP-390 y una viscosidad de menos de 380 centistokes a 50°C.
  2. 2. - El proceso según la reivindicación 1, en el que dicha unidad de hidrodesulfuración de lecho fijo o de lecho en ebullición de la etapa (d) funciona a una presión de entre 100 y 230 bar (entre 1450 y 3335 psi), una LHSV de 0,05 a 5 h-1, una relación de H2/hidrocarburo de 50 a 5000 Nm3/m3 de alimentación y a una temperatura de entre 300 y 450°C (entre 572 y 8422F).
  3. 3. - El proceso según la reivindicación 1, en el que dicha unidad de hidrodesulfuración de lecho fijo o de lecho en ebullición de la etapa (d) funciona a una presión de entre 160 y 200 bar (entre 2320 y 2900 psi), una LHSV de 0,05 a 5 h-1, una relación de H2/hidrocarburo de 50 a 5000 Nm3/m3 de alimentación y una temperatura de entre 400 y 430°C (entre 752 y 806°F).
  4. 4. - El proceso según la reivindicación 1, en el que dicha unidad de hidrodesulfuración de lecho fijo o de lecho en ebullición funciona a una presión de entre 35 y 75 bar (entre 508 y 1088 psi), una LHSV de 0,5 a 5 h-1, una relación de H2/hidrocarburo de 100 a 5000 Nm3/m3 de alimentación, una temperatura de entre 200 y 400°C (entre 392 y 752°F) y una presión parcial de hidrógeno mínima de 25 bar (362 psi) y en el que se elimina azufre hasta un nivel de entre 10-1000 ppm en peso y en el que además la saturación de compuestos aromáticos está por debajo del 40%.
  5. 5. - El proceso según la reivindicación 1, en el que dicha unidad de hidrodesulfuración de lecho fijo o de lecho en ebullición funciona a una presión de aproximadamente entre 40 y 55 bar (entre 580 y 798 psi); una LHSV de 0,5 a 5 h-1, una relación de H2/hidrocarburo de 100 a 5000 Nm3/m3 de alimentación, una temperatura de entre 300 y 400°C (entre 572 y 752°F), una presión parcial de hidrógeno mínima de 25 bar (362 psi) y en el que se elimina azufre hasta un nivel de entre 100-500 ppm en peso y en el que además la saturación de compuestos aromáticos está por debajo del 40%.
  6. 6. - El proceso según una de las reivindicaciones anteriores, en el que se utiliza un catalizador en la unidad de hidrodesulfuración de la etapa d) y se elige de un grupo que comprende cobalto-molibdeno, níquel-molibdeno o una combinación de cobalto-molibdeno y níquel-molibdeno.
  7. 7. - El proceso según una de las reivindicaciones anteriores, en el que se utiliza un catalizador en la etapa a) y es un catalizador de cobalto o níquel-molibdeno.
  8. 8. - El proceso según una de las reivindicaciones anteriores, en el que las etapas (a) (b) y (d) están integradas por medio de un sistema de compresión de hidrógeno de múltiples etapas común alimentado mediante una corriente de hidrógeno de reposición, tomándose dicha corriente de hidrógeno para la etapa (d) de dicho uno o más primeros efluentes de la etapa (b) y fluyendo después una vez a través de dicha unidad de hidrodesulfuración de lecho fijo o de lecho en ebullición y alimentándose además dicho vapor rico en hidrógeno de la etapa (d) de vuelta a la entrada de dicho sistema de compresión de hidrógeno de múltiples etapas común y mezclándose con dicha corriente de hidrógeno de reposición y comprimiéndose para alimentarse a la etapa (a).
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