MX2011005690A

MX2011005690A - Vias alternas a los alcoholes e hidrocarbonos de biomasa.

Info

Publication number: MX2011005690A
Application number: MX2011005690A
Authority: MX
Inventors: Mark T Holztapple; Cesar B Granda; Sebastian Taco; Michael Kyle Ross; Gary Luce; John Alason Spencer; Rae Lynn Spencer
Original assignee: Texas A & M Univ Sys
Priority date: 2008-12-02
Filing date: 2009-12-02
Publication date: 2011-10-28
Also published as: US8410321B2; BRPI0922707A2; EP2597077A3; WO2010065643A2; EP2447237A2; US20120258508A1; EP2352713A4; EP2447237A3; US8519206B2; EP2352713A2; JP2012510522A; CN104099375A; US20120264184A1; KR20110094204A; CN102292310B; WO2010065643A3; US8232440B2; CN102292310A; EP2597077A2; SG171911A1

Abstract

Un método para la producción de alcoholes, hodrocarbonos, o ambos, a partir de la biomasa, mediante la conversión de la biomasa en ácido carboxílico, reaccionando el ácido carboxílico con una olefina para producir un éster e hidrogenolizando el éster para producir alcohol. Un método para la producción de hidrocarbonos a partir de la biomasa mediante la conversión de al menos una porción de la biomasa en un ácido carboxílico, una cetona, o una sal de carboxilato de amonio, reaccionando al menos una de una porción del ácido carboxílico, una porción de la cetona, o una porción de la sal de carboxilato de amonio, en un reactor de oiligomerización como, al menos, parte de un proceso que produce un producto de oligomerización y separando los hidrocarbonos del producto de oligomerización.

Description

VÍAS ALTERNAS A LOS ALCOHOLES E HIDROCARBONOS DE BIOMASA ANTECEDENTES Campo Técnico Esta invención se relaciona con la biomasa. Más particularmente, esta invención se relaciona con las vías alternas a los alcoholes e hidrocarbonos de biomasa.

Antecedentes de la Invención La biomasa es un material biológico que puede convertirse en combustible. Los biocombustibles pueden producirse a partir de la mayoría de las fuentes biológicas y de carbono. Por ejemplo, los biocombustibles pueden producirse de fuentes tales como las plantas fotosintéticas . Los biocombustibles pueden usarse en una amplia variedad de aplicaciones, tales como para cocinar, calentar y transportar.

Existen muchas tecnologías que producen biocombustibles de la biomasa. Por ejemplo, el etanol puede producirse a partir de la biomasa lignocelulósica . Se ha reportado la producción enzimática de azúcares libres de reportado la producción enzimática de azúcares libres de biomasa. Los azúcares son entonces fermentados directamente a etanol. También en el arte previo se encuentra la gasificación de la biomasa a gas de síntesis (CO y H2), el cual es directamente fermentado a etanol, o puede ser catalíticamente convertido a alcoholes mixtos. Varias tecnologías producen enzimáticamente azúcares libres de biomasa, y los azúcares son subsecuentemente fermentados a ácido acético usando homoacetogenos. El ácido acético puede ser subsecuentemente hidrogenado a etanol usando los métodos descritos en las Patentes Estadounidenses 6,927,048 y 7,351,559.

Las rutas hacia los hidrocarbonos incluyen lo siguiente: alcoholes producidos por los métodos arriba citados pueden ser convertidos a hidrocarbonos usando un catalizador zeolita; el gas de síntesis producido por la biomasa gasificante puede convertirse a hidrocarbonos usando un catalizador de Fisher-Tropsch; los azúcares pueden ser convertidos catalíticamente a hidrocarbonos; y la biomasa puede convertirse a hidrocarbonos mediante pirólisis .

Aunque existen varias tecnologías para producir biocombustibles a partir de la biomasa, existe una necesidad en la materia por sistemas y procesos nuevos y más eficientes para la producción de alcoholes y/o hidrocarbonos a partir de la biomasa.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN Aqui se revela un método para producir alcoholes, hidrocarbonos, o ambos, a partir de la biomasa, al convertir la biomasa en un ácido carboxilico, reaccionando el ácido carboxilico con una olefina para producir un éster, e hidrogenolizando el éster para producir alcohol. En modalidades, reaccionar el ácido carboxilico con una olefina para producir un éster e hidrogenolizar el éster para producir un alcohol se lleva a cabo en un mismo reactor. En modalidades, reaccionar el ácido carboxilico con una olefina para producir un éster e hidrogenolizar el éster para producir un alcohol, se lleva a cabo con un catalizador.

En modalidades, el método, además, comprende la deshidratación de al menos una porción del alcohol para producir una alimentación de olefina, al menos una porción de la alimentación de olefina proporciona la olefina que reacciona con el ácido carboxilico para producir el éster.

En modalidades, reaccionar el ácido carboxilico con una olefina para producir un éster e hidrogenolizar el éster para producir un alcohol, se lleva a cabo en el mismo reactor. En modalidades, reaccionar el ácido carboxilico con una olefina para producir un éster e hidrogenolizar el éster para producir un alcohol se lleva a cabo con un catalizador. El método puede, además, comprender la oligomerizacion de al menos otra porción del alcohol para producir hidrocarbonos . El método puede además comprender la oligomerizacion de al menos otra porción de la alimentación de la olefina para producir hidrocarbonos.

En modalidades, el método comprende además la oligomerizacion de al menos una porción del alcohol para producir una alimentación de olefina, al menos una porción de la alimentación de olefina proporciona la olefina que reacciona con el ácido carboxilico para producir el éster. El método puede, además, comprender la oligomerizacion de al menos una porción del alcohol para producir hidrocarbonos. En modalidades, reaccionar el ácido carboxilico con una olefina para producir un éster e hidrogenolizar el éster para producir un alcohol se llevan a cabo en el mismo reactor. En modalidades, reaccionar el ácido carboxilico con una olefina para producir un éster e hidrogenolizar el éster para producir un alcohol, se lleva a cabo con un catalizador. Dicho método puede, además comprender la oligomeriazión de al menos otra porción del alcohol para producir una alimentación de olefina, al menos una porción de olefina proporciona la olefina que reacciona con el ácido carboxilico para producir el éster.

En modalidades, convertir la biomasa en un ácido carboxilico comprende la fermentación de la biomasa para arrojar caldo liquido de fermentación para separar el agua de las sales de carboxilato, y para convertir las sales de carboxilato en ácidos carboxilicos .

En modalidades, el método comprende, además, convertir el alcohol en un hidrocarbono . En tales modalidades, reaccionar el ácido carboxilico con una olefina para producir un éster e hidrogenolizar el éster para producir un alcohol puede llevarse a cabo en el mismo reactor. En dichas modalidades, reaccionar el ácido carboxilico con una olefina para producir un éster e hidrogenolizar el éster para producir un alcohol, puede llevarse a cabo con un catalizador. Convertir el acohol en un hidrocarbono puede comprender un proceso de oligomerización . En modalidades, convertir el alcohol en un hidrocarbono comprende la oligomerización de al menos una porción del alcohol para producir el hidrocarbono. En modalidades, convertir el alcohol en un hidrocarbono comprende la deshidratación de al menos una porción del alcohol para producir una alimentación de olefina, y la oligomerización de al menos una porción de la alimentación de olefina para producir el hidrocarbono.

También se revela un método para la producción de hidrocarbonos a partir de la biomasa al convertir al menos una porción de la biomasa en un ácido carboxilico, una cetona, o una sal de carboxilato de amonio, reaccionando al menos una de una porción del ácido carboxilico, una porción de la cetona, o una porción de la sal de carboxilato de amonio en un reactor de oligomerización como al menos una parte de un proceso que produce un producto de oligomeriazión, y separando los hidrocarbonos del producto de oligomerización. En modalidades, el método comprende, además, la conversión de otra porción del ácido carboxilico, otra porción de la cetona, u otra porción de la sal de carboxilato de amonio a alcohol, y poroporcionar al menos una porción del alcohol al reactor de oligomerización para el proceso que produce el producto de oligomerización. Convertir la otra porción del ácido carboxilico en alcohol, puede comprender el reaccionar la otra porción del ácido carboxilico con una olefina para producir un éster; e hidrogenolizar el éster para producir el alcohol. Reaccionar al menos una de la porción del ácido carboxílico, la porción de la cetona, o la porción de la sal de carboxilato de amonio en el reactor de oligomerización como al menos parte del proceso que produce el producto de oligomerización y convertir la otra porción del ácido carboxílico, la otra porción de la cetona, o la otra porción de la sal de carboxilato de amonio a alcohol puede llevarse a cabo en el reactor de oligomerización. Reaccionar al menos una de la porción del ácido carboxílico, la porción de la cetona, o la porción de la sal de carboxilato de amonio en el reactor de oligomerización como al menos parte del proceso que produce el producto de oligomerización, y convertir la otra porción del ácido carboxílico, la otra porción de la cetona, o la otra porción de la sal de carboxilato de amonio en alcohol puede llevarse a cabo con un catalizador.

El método puede, además, comprender la separación de una corriente de reciclado del producto de oligomerización, el procesamiento de la corriente de reciclado en un reformador para producir hidrógeno, y proporcionar al menos una porción del hidrógeno producido para el proceso de conversión de la otra porción del ácido carboxílico, la otra porción de la cetona, o la otra porción de la sal de carboxilato de amonio en alcohol. En modalidades, en donde al menos una porción de la biomasa se convierte a la sal de carboxilato de amonio, el método puede además comprender la separación del amoniaco de la corriente de reciclado, antes de procesar la corriente de reciclado en un reformador para producir hidrógeno. En modalidades, el método, además, comprende la separación de definas de la corriente de reciclado antes de procesar la corriente de reciclado en un reformador para producir hidrógeno, y proporcionar las olefinas al reactor de oligomerización para el proceso que produce el producto de oligomerización . En modalidades, al menos una porción de la biomasa se convierte a sal de carboxilato de amonio, y el método, además, comprende la separación del amoniaco de la corriente de reciclado antes de procesar la corriente de reciclado en un reformador para producir hidrógeno.

En modalidades, el método además comprende separación de una corriente de reciclado del producto oligomerización, separando olefinas de la corriente reciclado, y proporcionar las olefinas para el reactor oligomerización para el proceso que produce el producto oligomerización .

En modalidades, al menos una porción de la biomasa convierte en ui ácido carboxilico. Convertir al menos una porción de la biomasa en un ácido carboxilico, puede comprender la fermentación la biomasa para producir una sal de carboxilato de calcio o una sal de carboxilato de amonio, y convertir la sal de carboxilato de calcio o la sal de carboxilato de amonio en ácido carboxilico, mediante el uso de un proceso de recuperación de ácidos.

En modalidades, al menos una porción de la biomasa se convierte en cetona. Convertir al menos una porción de la biomasa en una cetona puede comprender la fermentación de la biomasa para producir una sal de carboxilato de calcio, y convertir termalmente la sal de carboxilato de calcio en la cetona. En modadlidades, convertir al menos una porción de la biomasa en cetona, comprende la fermentación de la biomasa para producir una sal de carboxilato de calcio o una sal de carboxilato de amonio, convertir la sal de carboxilato de calcio o la sal de carboxilato de amonio, usando un proceso de recuperación de ácidos, y convertir catalíticamente el ácido carboxilico en cetona. En modalidades, el método comprende, además, convertir otra porción de la cetona en alcohol mediante la hidrogenación de la otra porción de la cetona.

En modalidades, convertir al menos una porción de la biomasa en una cetona, comprende la fermentación de la biomasa para producir una sal de carboxilato de calcio, y producir vapores calientes de cetona y carbonato de calcio en un reactor de cetona, operado con un gas de barrido. El gas de barrido puede ser reactivo, condensable o ambos. En modalidades, el gas de barrido comprende hidrógeno. En modalidades, el gas de barrido comprende vapor.

En modalidades, al menos una porción de la biomasa se convierte en la sal de carboxilato de amonio. Tal método puede, además, comprender la conversión de otra porción de la sal de carboxilato de amonio en alcohol, y proporcionar el alcohol al reactor de oligomerización para el proceso que produce el producto de oligomerización, en donde la conversión de otra porción de la sal de carboxilato de amonio en alcohol, comprende la conversión de la otra porción de la sal de carboxilato de amonio en un segundo ácido carboxilico, reaccionando el segundo ácido carboxilico con una olefina para producir un éster, e hidrogenolizando el éster para producir el alcohol. En modalidades en donde al menos una porción de la biomasa se convierte a la sal de carboxilato de amonio, el método puede, además, comprender la separación del amoniaco de la sal de carboxilato de amonio, antes de reaccionar la porción de la sal de carboxilato de amonio en el reactor de oligomerización, como al menos una parte del roceso que produce el producto de oligomerizacion.

En modalidades, la conversión de al menos una porción de la biomasa en un ácido carboxilico, una cetona o una sal de carboxilato de amonio, comprende un proceso de fermentación en un termentador, y el método, además, comprende la separación de una corriente de reciclado gaseoso del producto de oligomerizacion, y proporcionar al menos una porción de la corriente de reciclado gaseoso al termentador. El método puede, además, comprender la conversión de otra porción del ácido carboxilico, otra porción de la cetona, u otra porción de la sal de carboxilato de amonio en alcohol, y proporcionar el alcohol al reactor de oligomerizacion. En algunas de dichas modalidades, al menos una porción de la biomasa se convierte en ácido carboxilico. En algunas de dichas modalidades, al menos una porción de la biomasa se convierte en una cetona. En algunas de dichas modalidades, al menos una porción de la biomasa se convierte en una sal de carboxilato de amonio. Dicho método puede, además, comprender la separación del amoniaco de la corriente de reciclado gaseoso antes de proporcionar la al menos una porción de la corriente de reciclado gaseoso al termentador .

En modalidades, reaccionar al menos una de la porción del ácido carboxilico, la porción de la cetona o la porción de la sal de carboxilato de amonio en el reactor de oligomerización como al menos parte del proceso que produce el producto de oligomerización, y convertir la otra porción del ácido carboxilico, la otra porción de cetona, o la otra porción de la sal de carboxilato de aluminio en alcohol se llevan a cabo en el reactor de oligomerización. Reaccionar al menos una de la porción del ácido carboxilico, la porción de la cetona, o la porción de la sal de carboxilato de amonio en el reactor de oligomerización como, al menos, parte del proceso que produce el producto de la oligomerización y convertir la otra porción del ácido carboxilico, la otra porción de la cetona, o la otra porción de la sal de carboxilato de amonio en alcohol, puede llevarse a cabo con un catalizador.

En modalidades, el método comprende, además, la separación de gases fermentadores que salen del termentador, procesar los gases termentadores en un reformador para producir hidrógeno, y proporcionar al menos una porción del hidrógeno producido para el proceso de la conversión a otra porción de el ácido carboxilico, la otra porción de cetona, o la otra porción de la sal de carboxilato de amonio en alcohol.

Aunque se ennumeran ventajas especificas, varias modalidades pueden incluir todas, algunas o ninguna de las ventajas enumeradas. Adicionalmente, pueden volverse fácilmente aparentes otras ventajas técnicas para alguien con conocimiento en la materia, después de la revisión de las siguientes figuras y descripción.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS Para un mejor entendimiento de modalidades de ejemplo de la presente invención y sus ventajas, se hace ahora referencia a la siguiente descripción, tomada junto con los dibujos que la acompañan, en los que: Las Figuras 1A y IB son diagramas de bloque sistemas de conversión de biomasa basados en calcic amoniaco respectivamente, de acuerdo con las modalidades La Figura 2 es un diagrama de bloque que muestra la conversión de los ácidos carboxilicos en alcoholes, de acuerdo con una modalidad; La Figura 3 es un diagrama de bloque que muestra detalles de una conversión de ácidos carboxilicos en alcoholes, de acuerdo con una modalidad; La Figura 4 es un diagrama de bloque que muestra la conversión de ácidos carboxilicos en alcoholes en un solo reactor, de acuerdo con una modalidad; La Figura 5 es un diagrama de bloque que muestra la conversión de ácidos carboxilicos en alcoholes en un solo reactor, de acuerdo con una modalidad; La Figura 6 es un diagrama de bloque que muestra la conversión de ácidos carboxilicos en hidrocarbonos mediante olefina y alcohol (Opción A) , de acuerdo con una modalidad; La Figura 7 es un diagrama de bloque que muestra la conversión de ácidos carboxilicos en hidrocarbonos mediante olefina y alcohol (Opción A) , de acuerdo con una modalidad; La Figura 8 es un diagrama de bloque que muestra la conversión de ácidos carboxilicos en hidrocarbonos mediante olefina y alcohol, siendo el alcohol producido en un solo reactor (Opción A) , de acuerdo con una modalidad; La Figura 9 es un diagrama de bloque que muestra la conversión de ácidos carboxilicos en hidrocarbonos mediante olefina y alcohol, siendo el alcohol producido en un solo reactor (Opción ?) , de acuerdo con una modalidad; La Figura 10 es un diagrama de bloque que muestra la conversión de ácidos carboxilicos en hidrocarbonos mediante olefina y alcohol (Opción B) , de acuerdo con una modalidad; La Figura 11 es un diagrama de bloque que muestra la conversión de ácidos carboxilicos en hidrocarbonos mediante olefina y alcohol (Opción B) , de acuerdo con una modalidad; La Figura 12 es un diagrama de bloque que muestra la conversión de ácidos carboxilicos en hidrocarbonos mediante olefina y alcohol, siendo el alcohol producido en un solo reactor (Opción B) , de acuerdo con una modalidad; La Figura 13 es un diagrama de bloque que muestra la conversión de ácidos carboxilicos en hidrocarbonos mediante olefina y alcohol, siendo el alcohol producido en un solo reactor (Opción B) , de acuerdo con una modalidad; La Figura 14 es un diagrama de bloque que muestra la conversión de ácidos carboxilicos en hidrocarbonos mediante olefina y alcohol (Opción C) , de acuerdo con una modalidad; La Figura 15 es un diagrama de bloque que muestra la conversión de ácidos carboxilicos en hidrocarbonos mediante olefina y alcohol (Opción C) , de acuerdo con una modalidad; La Figura 16 es un diagrama de bloque que muestra la conversión de ácidos carboxilicos en hidrocarbonos mediante olefina y alcohol, siendo el alcohol producido en un solo reactor (Opción C) , de acuerdo con una modalidad; La Figura 17 es un diagrama de bloque que muestra detalles de la conversión de ácidos carboxilicos en hidrocarbonos mediante olefina y alcohol, siendo el alcohol producido en un solo reactor (Opción C) , de acuerdo con una modalidad; La Figura 18 es un diagrama de bloque que muestra la conversión directa de ácidos carboxilico o cetonas en hidrocarbonos (Opción Al), de acuerdo con una modalidad; La Figura 19 es un diagrama de bloque que muestra la conversión directa de ácidos carboxilico o cetonas en hidrocarbonos' (Opción Bl), de acuerdo con una modalidad; La Figura 20 es un diagrama de bloque que muestra la conversión directa de ácidos carboxilico o cetonas en hidrocarbonos (Opción A2) , de acuerdo con una modalidad; La Figura 21 es un diagrama de bloque que muestra la conversión directa de ácidos carboxilico o cetonas en hidrocarbonos (Opción B2), de acuerdo con una modalidad; La Figura 22 es un diagrama de bloque que muestra la conversión directa de ácidos carboxilico o cetonas en hidrocarbonos (Opciones A2 y B2), de acuerdo con una modalidad; La Figura 23 es un diagrama de bloque que muestra la fermentación con la conversión directa de cetonas a hidrocarbonos, de acuerdo con una modalidad; La Figura 24 es un diagrama de bloque que muestra la fermentación con la conversión directa de cetonas a hidrocarbonos con hidrogenación y oligomerización sucediendo en el mismo reactor, de acuerdo con una modalidad; La Figura 25 es un diagrama de bloque que muestra la conversión completa de biomasa para los sistemas base-calcio, de acuerdo con modalidades; La Figura 26 es un diagrama de bloque que muestra el uso de gas de barrido y la introducción directa de vapores de cetona desde un reactor de cetona hacia operaciones de unidad posterior, de acuerdo con una modalidad; La Figura 27 es un diagrama de bloque que muestra la fermentación con la conversión directa de ácidos carboxilicos a hidrocarbonos, de acuerdo con una modalidad; La Figura 28 es un diagrama de bloque que muestra la fermentación con la conversión directa de ácidos carboxilicos a hidrocarbonos con hidrogenación y oligomerización sucediendo en el mismo reactor, de acuerdo con una modalidad; La Figura 29 es un diagrama de bloque que muestra la conversión directa de sales de carboxilato de amonio en hidrocarbonos (Opción Al), de acuerdo con una modalidad; La Figura 30 es un diagrama de bloque que muestra la conversión directa de sales de carboxilato de amonio en hidrocarbonos (Opción Bl), de acuerdo con una modalidad; La Figura 31 es un diagrama de bloque que muestra la conversión directa de sales de carboxilato de amonio en hidrocarbonos (Opción A2 ) , de acuerdo con una modalidad; La Figura 32 es un diagrama de bloque que muestra la conversión directa de sales de carboxilato de amonio en hidrocarbonos (Opción B2) , de acuerdo con una modalidad; La Figura 33 es un diagrama de bloque que muestra detalles de la conversión directa de sales de carboxilato de amonio en hidrocarbonos (Opciones A2 y B2), de acuerdo con una modalidad; La Figura 34 es un diagrama de bloque que muestra fermentación con la conversión directa de sales de carboxilato de amonio en hidrocarbonos, de acuerdo con una modalidad; La Figura 35 es un diagrama de bloque que muestra fermentación con la conversión directa de sales de carboxilato de amonio en hidrocarbonos con hidrogenación y oligomerización sucediendo en el mismo reactor, de acuerdo con una modalidad; La Figura 36 es un diagrama de bloque que muestra fermentación con la conversión directa de sales de carboxilato de amonio en hidrocarbonos, con la eliminación previa del amoniaco (Opción Al), de acuerdo con una modalidad; La Figura 37 es un diagrama de bloque que muestra fermentación con la conversión directa de sales de carboxilato de amonio en hidrocarbonos, con la eliminación previa del amoniaco (Opción Bl) , de acuerdo con una modalidad; La Figura 38 es un diagrama de bloque que muestra fermentación con la conversión directa de sales de carboxilato de amonio en hidrocarbonos, con la eliminación previa del amoniaco (Opción A2), de acuerdo con una modalidad; La Figura 39 es un diagrama de bloque que muestra la conversión de las sales de carboxilato de amonio a hidrocarbonos con la eliminación previa de amoniaco (Opción B2), de acuerdo con una modalidad; La Figura 40 es un diagrama de bloque que muestra la conversión de las sales de carboxilato de amonio a hidrocarbonos con la eliminación previa de amoniaco (Opción A2 y B2), de acuerdo con una modalidad; La Figura 41 es un diagrama de bloque que muestra la fermentación con conversión directa de las sales de carboxialto de amonio a hidrocarbonos con la eliminación de amoniaco previo a la oligomerización, de acuerdo con una modalidad; La Figura 42 es un diagrama de bloque que muestra la fermentación con conversión directa de las sales de carboxialto de amonio a hidrocarbonos con la hidrogenación y la oligomerización sucediendo en el mismo reactor con la eliminación de amoniaco previo a la oligomerización, de acuerdo con una modalidad; La Figura 43 ilustra la distribución del producto en su fase liquida como una función de tipo de hidrocarbonos y número de carbonos para la oligomerización de isopropanol sobre zeolita H-ZS -5 (Proporción Si/Al. 280) , de acuerdo con una modalidad de ejemplo; La Figura 44 ilustra la distribución del producto en su fase liquida como una función de tipo de hidrocarbonos y número de carbonos para la oligomerización de acetona sobre zeolita H-ZS -5 (Proporción Si/Al 280), de acuerdo con una modalidad de ejemplo; La Figura 45 ilustra la distribución del producto en su fase liquida como una función de tipo de hidrocarbonos y número de carbonos para la oligomerización de isopropanol sobre zeolita H-ZSM-5 (Proporción Si/Al 280) a 330 °C, de acuerdo con una modalidad de ejemplo; La Figura 46 ilustra la distribución del producto en su fase liquida como una función de tipo de hidrocarbonos y número de carbonos para la oligomerización de isopropanol sobre zeolita H-ZSM-5 (Proporción Si/Al 280) a 400 °C, de acuerdo con una modalidad de ejemplo; La Figura 47 ilustra la distribución del producto en su fase liquida como una función de tipo de hidrocarbonos y número de carbonos para la oligomerización de acetona e hidrógeno sobre zeolita H-ZSM-5 (Proporción Si/Al 280), de acuerdo con una modalidad de ejemplo; La Figura 48 ilustra la distribución del producto en su fase liquida para la oligomerización de ácido acético e hidrógeno sobre zeolita H-ZSM-5 (Proporción Si/Al 280), de acuerdo con una modalidad de ejemplo; La Figura 49 ilustra la distribución del producto en su fase liquida para la oligomerización de ácido acético e hidrógeno sobre zeolita H-ZSM-5 (Proporción Si/Al 280), de acuerdo con una modalidad de ejemplo; y La Figura 50 ilustra la distribución del producto en su fase liquida para la oligomerización de acetato de amonio sobre zeolita H-ZSM-5 (Proporción Si/Al 280) , de acuerdo con una modalidad de ejemplo.

DESCRIPCIÓN DETALLADA DE LA INVENCIÓN Se revelan sistemas y métodos para la producción de alcoholes y/o hidrocarbonos a partir de la biomasa. De conformidad con una modalidad de esta revelación, un método para la producción de alcoholes o hidrocarbonos a partir de la biomasa incluye el convertir la biomasa en un ácido carboxilico. El ácido carboxilico se reacciona con una olefina para producir un éster. El éster se hidrogenoliza para producir alcohol. El alcohol puede entonces ser oligomerizado para producir hidrocarbonos .

Ciertas modalidades de esta revelación pueden propocionar ventajas técnicas. Por ejemplo, una ventaja técnica de una modalidad puede incluir la capacidad de convertir los compuestos derivados de biomasa {ej . , sales de carboxilato, ácidos carboxilicos, o cetonas) a combustibles (alcoholes, hidrocarbonos) . Otras ventajas técnicas de otras modalidades pueden incluir una ruta al etanol a partir de la biomasa, antes de la hidrogenólisis , reaccionando ácidos carboxilicos con una olefina en lugar de con un alcohol (como se hace con mayor frecuencia) , evitando o minimizando asi, la formación de agua en la reacción. Aún otras ventajas técnicas de otras modalidades pueden incluir una ruta hacia el etanol a partir de la biomasa, reaccionando ácidos carboxilicos con una olefina en la presencia de hidrógeno en el mismo reactor y con el mismo catalizador, produciendo asi alcoholes en un solo paso en lugar de dos y evitando o minimizando la formación de agua en la reacción. Aún otras ventajas técnicas de otras modalidades pueden incluir el añadir hidrógeno a la reacción de las cetonas o los ácidos carboxilicos para la produción de hidrocarbonos. Aún otras ventajas técnicas de otras modalidades pueden incluir una conversión directa a hidrocarbonos de las sales de carboxilato de amonio, las cuales se han generado mediante la fermentación de biomasa, con y sin la adición de hidrógeno.

Deberá entenderse desde un principio que, aunque más abajo se ilustran ejemplos de implementaciones de modalidades, los sistemas y métodos de esta invención pueden implementarse usando cualquier número de técnicas, ya sea actualmente conocidas o no . La presente invención no deberá estar, de ninguna manera, limitada a los ejemplos de implementaciones, dibujos y técnicas ilustradas más abajo. Adicionalmente, los dibujos no necesariamente están dibujados a escala y pueden no ilustrar piezas obvias de equipos, tales como válvulas e instrumentación.

Las rutas a los alcoholes e hidrocarbonos, de acuerdo con las enseñanzas de ciertas modalidades, serán descritas más abajo. Ejemplos de catalizadores y condiciones de operación que pueden utilizarse- en varias modalidades se presentan en las Tablas I-V más abajo.

Tabla I: Esterlficación de Ácidos Carboxilicos y Olefina Catalizador Temperatura (°C) Presión (kPa) Referencia Catalizadores de 50 a 300 450 a 21,000 Patente ácido sólido 200 a 250 2,200 a 11,000 E.U.A. (MCM-22,MCM-49, (de preferencia) (de 5, 973, 193 MCM-56, ZSM-5, preferencia) zeolita-Beta ) Tabla III: Deshidratación de Alcohol a Olefina Catalizador Temperatura Presión Referencia (°C) (kPa) Zeolita ZSM-5 20-760 Patente E.ü.A. 4, 011,278 La composición de 200-1000 0.1 a Solicitud catalizador de tamiz 5,000 de Patente molecular comprende 350-550 (de Estadouniun tamiz molecular preferencia) 20 a 50 dense seleccionado del (de 20060149109 grupo consistente de: preferenSAPO-5, SAPO-8, SAPO- cia) 11, SAPO-16, SAPO-17, SAPO-18, SAPO-20, SAPO-31, SAPO-34, SAPO-35, SAPO-36, SAPO-37, SAPO-40, SAPO-41, SAPO-42, SAPO-44, SAPO-47, SAPO-56, intercrecimientos AEI/CHA, sus formas que contengan metal, sus formas intercrecidas, y sus mezclas Catalizador de ácido 180-300 -100 a . sólido (e . , zeolitas, sílice-alúmina ) Catalizador ?-?1203 410-440 b.

Zeolita HZSM-5 Varias c . modificada con Fe, Mn temperaturas y Co (óptima 220°C) Catalizadores de <400 d. hidrogeles de alúmina, titanio y alúmina-titanio Zeolita de alto <400 e . sílice, Zeolita de alto sílice con Fe Zeolita ZSM-5 400 f . modificada con Zn y Mn Tabla III: Deshidra ación de Alcohol a Olefina Catalizador Temperatura Presión Referencia (°C) (kPa) Zeolita clinoptilolita 350 Patente modificada por Sudafricana contacto con NaOH y ZA 8907621 HC1 HZS -5 zeolita <300 g-modificada por Mg, Ca, Ba y Sr a. Isao Takahara, Masahiro Saito, Megumu Inaba, Kazuhisa Murata, "Deshidratación de etanol en etileno sobre catalizador de ácido sólido," Catalysis letters 105 (3-4) , 249-252 (2005) .

Li, Ying; Chen, Siao chun; Sun, wei; Liu, Shi Wei; Hou, Wei, "Estudio experimental de la deshidratación catalítica de etanol a etileno en un catalizador ?-A1203," Ziran Cexueban 34(5), 44-452 (2007).

Hu, Yaochi; Huang, He; Shi, Haifeng; Hu, Yi; Yan, Jie; Chen, Li "Deshidratación Catalítica del etanol en etileno usando metal de transición modificado HZSM-5," Huaxue Yu Shengwu gongcheng 242), 19-21 (2007) . ostafa, M.R., Youssef, A.M., Hassan, S.M., "Conversión de etanol e isopropanol en catalizadores de alúmina, titania y alúmina y titania," Material Letters 12, 207-213 (1991) .

Cursetji, R.M.; Singh, A.N.; Deo, A.V., "Etileno de alcohol etílico en catalizador de alta zeolita de sílice", Chemical Age of India 37(6), 407-410 (1986). Le Van Mao, R., Levesque, P., McLaughlin, G., Dao, L.H., "Etileno de etanol sobre catalizadores de zeolita", Applied Catalysis 34, 163-179 (1987) .

Huang, X, Hu, Y., Li, H., Huang, H., Hu, Y., "Estudio sobre la deshidratación del etanol a etileno catalizada mediante HZSM-5 alcalino-tierra metálico modificado", Huaxue Shiji 29 (12), 705-707 (2007).

Tabla IV: Oligomerización de Alcoholes, Ácidos Carboxilicos , o Cetonas a Hxdrocarbonos Catalizador Temperatura Presión Referencia (°C) (kPa) H-ZS -5 (proporción 260-540 Atmosféric Patente Si/Al >12) a a 20,700 Estadounid ense 3, 894, 106 ZSM-5, ZSM-11, ZSM- 260-540 Patente 12, ZSM-21, TEA Estadounid Mordenita ense (proporción Si/Al 3, 894, 107 >12) forma H Zeolita H-ZSM-5 de 380-540 Patente alúmina, sílice y Estadounid alúmina, arcilla ense activada por ácido, 3, 928, 483 envenenada con sodio (Si/Al>30) ZSM-5, ZSM-11, ZSM- 290-540 Patente 12, ZSM-23, ZSM-35, EstadouniZSM-38, ZSM-48 dense (proporción Si/Al 4, 359, 595 >12) , forma H Rutenio soportado 150-350 1, 100- Patente en una cantidad 5, 520 estadounicatalíticamente dense activa compuesta 4, 513, 161 con titanio o soporte con contenido de titanio .

Alúmina de sílice, 300-500 AtmosfériPatente zeolita Y, ca a 3,500 Estadounimordenita, óxidos dense binarios, zeolitas 5, 191, 142 beta, zeolita L, MAZ, arcilla de bentonita expandida con alúmina, USY, REY, ZSM-5, FER, GME, MTW, heroinita y tamices moleculares de fosfato de silicio-aluminio, borosilicatos cristalinos Zeolita beta 200-500 a . (proporción Si/Al 12.5, 37.5, 75), mordenita (MOR) (proporción Si/Al 45), zeolita Y ultra estable (USY) (proporción Si/Al 30 ) , ferrierita (proporción Si/Al 27.5) , fauj asita Zeolita H-ZSM-5 b.

Zeolitas beta, H- 300-400 c . ZSM-5, Y Zeolitas H-ZSM-5 300-500 130 d. (proporción Si/Al 25) Compuestos 300-400 e . heteropoliácidos de molibdenio y tungsteno y 12-tungstofosfato de amonio Alúmina de sílice 310-450 Atmosférif . amorfa (Proporción ca Si/Al 11.3) Zeolita ZSM-5 Ácido triflico (TFA 200-210 o ácido sulfónico trifluorornetaño) ostentando zeolita ZSM-5 Aramendia, M.A., Borau, V., Jiménez, C, Marinas, J.M., Roldán, R., "Aplicación catalítica de zeolitas en la conversión de metanol a hidrocarbonos , " Chemistry Letters 31(7), 672-673 (2002).

Udrea, I., Udrea, M., Frunza, L., Angelescu, E., Onu, P., Ginju, D., "Conversión de alcoholes C1-C4 a hidrocarbonos sobre zeolitas tipo ZSM-5," Catálisis Heterogénea 6a (Pt. 2) (1987) .

Hutchins, G.J., Johnston, P., Lee, D.F., arwick, A., Williams, C.D., Wilkinson, M., "La conversión de metanol y otros compuestos-0 a hidrocarbonos sobre zeolita ß," Journal of Catalysis 147, 117-185 (1994). Setiadi, S., Kojima, T., Tsutsui, T, "Conversión de acetona a químicos aromáticos con HZSM-5," Journal of the Japan Institute of Energy 82(12), 926-932 (2003). Hayashi, H. , Moffat, J.B., "Conversión de metanol en hidrocarbonos sobre 12-tungstofosfato de amonio," Journal of Catalysis 83, 192-204 (1983) .

Comelli, R.A., Figoli, N.S., "Transformación de alcoholes C1-C4 en hidrocarbonos en catalizador de alúmina de sílice amorfo", Applied Catalysis 36, 229- 306 (1988).

Costa, E.; Aguado, J. ; Ovejero, G.; Cañizares, P., "Síntesis de hidrocarbonos que inicia de productos de fermentación", Revista de la Real Academia de Ciencias Exactas, Físicas y Naturales de Madrid 79(3), 453-456 (1985).

Le Van Mao, R., Huang, L., "El proceso bioácídos/bioacetona-a-hidrocarbonos (BATH) ," Chemical Industries 46 (métodos de prod. Novedosos etileno), 425-442 (1992).

Tabla V: Hidrogenación de Cetonas Níquel Raney -130 -1, 500 a .

Zeolitas A, X 200-450 3, 040 b.

Y y mordenita (MOR) en formas de Na, Ca, NH4, Ce y elementos de tierra raros (REE) Catalizadores 30-90, >90 100 c. platino (Pt/Ti02, Pt/n-A1203, Pt/Si02, polvo de Pt, y Pt/Au) Paladio 100-250 Atmosférico c. , d.

Cromito de 20-300 e . cobre Catalizador 60-200 200-1100 Patente de óxido de Japonesa cobre-óxido JP 03041038 de cromo Catalizador 75-180 350-6900 Patente de rutenio Estadounidense soportado 5, 495, 055 (soporte : silice, alúmina, carbón, kieselguhr y carbonato de calcio) a. Chang, N . , Aldrett, S. , Holtzapple, M.T., Davison, .R., "Estudios cinéticos de la hidrogenación de la cetona sobre catalizador de níquel Raney", Chemical Engineering Science 55 (23), 5721-5732 (2000).

Minachev, Kh. ., Garanin, V.I., Kharlamov, V.V., Kapustin, M.A., "Hidrogenación de Acetona en formas catiónicas de zeolitas", Russian Chemical Bulletin 23(7), 1472-1475 (1974).

Sen, B. , Vannice, M.A., "Soporte metálico en hidrogenación de acetona sobre catalizadores platino", Journal of Catalysis 113, 52-71 (1988).

Van Druten, G.M.R., Ponec, V, "Efectos de la promoción en la hidrogenación de propanol y acetona sobre paladio," React. Kinet. Catal. Lett . 68(1), 15- 23 (1999) .

Yurieva, T.M., "Mecanismos para la Activación del Hidrógeno y la hidrogenación de la acetona a isopropanol y de los óxidos de carbono a metanol sobre catalizadores óxidos que contienen cobre", Catalysis Today 51, 457-467 (1999) .

Al referirnos a corrientes de productos en particular, se deberá entender que, aunque se describen el producto y productos primarios, pueden existir otros productos en la corriente del producto. Como un ejemplo no limitativo, descrito a mayor detalle más adelante, una corriente de agua puede contener alcohol.

Las Figuras 1A y IB muestran diagramas de bloque de modalidades de conversión de biomasa completa con dos opciones dependiendo de que sistema de tampones se elige para la fermentación. La Figura 1A muestra un sistema basado en calcio 100A, y la Figura IB muestra un sistema basado en amoniaco 100B.

De conformidad con las Figuras 1A y IB, el pretratamiento y fermentación de la biomasa sucede en el Paso 110A/110B. El pretratamiento es opcional dependiendo de si la biomasa es suficientemente digestible "como está". El pretratamiento puede llevarse a cabo como se conoce en la materia, por ejemplo, utilizando un pretratamiento de cal, como se describe, pero no se limita a, en las Patentes Estadounidenses Nos. 5,693,296 y 5,865,898 y las Solicitudes de Patente Estadounidenses Nos. 60/423,288 y 60/985,059. La biomasa digestible puede entonces ser directamente fermentada a las sales de carboxilato. Dicha fermentación a sales de carboxilato puede llevarse a cabo, por ejemplo, como se describe en, pero no se limita a, la Patente Estadounidense No. 5,962,307 y las Solicitudes de Patente Estadounidenses Nos. 11/298,983 y 11/456,653. Dependiendo del sistema de tampones utilizado, las sales de carboxilato producidas en modalidades son sales de calcio o amoniaco. De la fermentación, un caldo de fermentación liquido puede obtenerse, el cual es en su mayoría agua y sales de carboxilato. Para un mayor tratamiento, las sales de carboxilato se pueden deshidratar en el Paso 120A/120B. La deshidratación puede llevarse a cabo, por ejemplo, usando los procesos ú otros sistemas descritos en, pero no limitados a, las Patentes Estadounidenses Nos. 5,986,133, 7,251,944 y 7,328,591 y la Solicitud de Patente Estadounidense No. 60/985,059. Las enseñanzas de ciertas modalidades reconocen que la deshidratación puede producir sales de carboxilato concentradas. En algunas modalidades, el agua producida por el paso 120A/120B puede usarse como una entrada en el paso 110A/110B.

En un sistema basado en calcio 100A, las sales de carboxilato de calcio pueden ser sometidas a una conversión térmica a cetonas en el paso 125A. Los sistemas y procesos para efectuar dicha conversión térmica a cetonas se describen, por ejemplo, en las Patentes Estadounidenses Nos. 6,043,392 y 6,262,313. En adición, los ácidos carboxilicos pueden recuperarse de las sales en el paso 130A. La recuperación de ácidos carboxilicos puede efectuarse mediante "surgimiento ácido", por ejemplo, como se describe en, pero no se limita a, la Patente Estadounidense No. 6,395,926. Los ácidos carboxilicos o cetonas resultantes pueden entonces ser enviadas corriente abajo para ser procesadas en el paso 140A, como se describe en las FIGURAS 2-24, 27 y 28. Alternativa o adicionalmente, la formación de cetonas usando, por ejemplo, la conversión térmica como se describe en las Figuras 1A y 25 (Paso 125A) , puede integrarse con el apropiado procesamiento corriente abajo como se describe en las Figuras 18-24, usando un gas de barrido como se describe en la Figura 26. Los vapores de cetonas/cetona, pueden generarse también pasando ácidos carboxilicos a través de una cama catalítica de, por ejemplo, óxido de circonio.

En el sistema base amoníaco 100B, los ácidos carboxilicos pueden recuperarse de las sales de carboxilato de amonio en el paso 130B. La recuperación de los ácidos carboxilicos puede efectuarse mediante "surgimiento de ácido", por ejemplo, como se describe en, pero no se limita a, la Solicitud de Patente Estadounidense No. 11/456,653. Los ácidos carboxilicos resultantes pueden ser enviados corriente abajo para ser procesados en el paso 140B, como se describe en las Figuras 2-22, 27 y 28. Alternativa o adicionalmente, las sales de carboxilato de amonio pueden ser enviadas directamente corriente abajo para ser procesadas como se describe en las Figuras 29-42.

Tanto en el sistema basado en calcio 100A como en el sistema basado en amoniaco 100B, se puede añadir hidrógeno al paso 140A/140B según sea necesario. El hidrógeno puede generarse fuera del sitio y administrado (ej . , mediante tubería u otro dispositivo apropiado) , o puede generarse en el sitio a partir de la gasificación del residuo de fermentación no digerido, del reforzamiento de vapor del gas natural, de los gases de hidrocarbonos de desperdicio generados en la conversión, o de otros métodos apropiados. En adición, se produce algo de hidrógeno en el paso de fermentación 110A/110B que puede ser recuperado en una manera similar a la descrita en, pero no limitada a, la Solicitud de Patente Estadounidense No. 11/948,506. Las enseñanzas de ciertas modalidades reconocen que el hidrógeno altamente puro puede no ser requerido.

La Figura 2 muestra un diagrama de bloque de un sistema 200 para convertir los ácidos carboxílicos a alcoholes, de acuerdo con una modalidad. Los ácidos carboxílicos 202 se esterifican mediante la reacción con olefinas 204 en un reactor de esterificación 220. Los esteres resultantes 205 se hidrogenolizan a alcoholes 206 en un reactor de hidrogenólisis 222 por separado. Una porción del producto de alcohol 206 puede ser deshidratado para formar olefinas 204 en un reactor de deshidratación 224; el alcohol remanente 206 puede ser cosechado como producto. Si se desea, los productos de alcohol 206 que salen del reactor de hidrogenólisis 222 pueden separarse mediante destilación. Los alcoholes más altos pueden deshidratarse para formar olefinas más altas (propileno y arriba) . Las enseñanzas de ciertas modalidades reconocen que el uso de olefinas en vez de alcoholes primarios puede capacitar el reactor de esterificación 220 para producir éster sin producir agua.

La Figura 3 muestra una descripción detallada del sistema 200 para convertir los ácidos carboxilicos en alcoholes, de acuerdo con una modalidad. En esta modalidad, la corriinte de ácido carboxilico 202 se separa en dos porciones 202a y 202b. La corriente 202a es enviada a un intercambiador de calor sensible 240, un intercambiador de calor latente 241, y un intercambiador de calor sensible 242, de tal forma que la corriente 202a se vuelve calor sobrecalentado. La corriente 202b es enviada al intercambiador de calor sensible 243, intercambiador de calor latente 244, e intercambiador de calor sensible 245, de tal forma que la corriente 202b se vuelve vapor sobrecalentado. Las corrientes de vapor sobrecalentado de ácido carboxilico 202a y 202b, reaccionan con las olefinas 204 en el reactor de esterificación 220 para formar esteres 205. En algunas modalidades, el reactor de esterificación 220 tiene su propio sistema de control de temperatura. Los esteres 205 reaccionan con hidrógeno en un reactor de hidrogenólisis 222 para producir alcoholes 206. En algunas modalidades, el reactor de hidrogenólisis 222 tiene su propio sistema de control de temperatura.

La corriente de producto de alcohol 206 se separa en dos corrientes 206a y206b. La corriente 206a entra al expansor 246, en donde se reduce la presión. El alcohol de baja presión entra en el reactor de deshidratación 224. Las enseñanzas de ciertas modalidades reconocen que el bajar la presión en el expansor 246 puede mejorar el desempeño de la deshidratación, debido a que la deshidratación tiende a darse en una presión más baja. En algunas modalidades, el reactor de deshidratación 224 tiene su propio sistema de control de temperatura. La corriente 206a (que comprende olefinas 206aa y agua 206ab) , saliendo en el reactor de deshidratación 224, pueden entonces ser comprimidas en el compresor 247 y entrar al intercambiador de calor sensible 245 y el intercambiador de calor latente 244, el cual enfria la corriente y permite que el agua 260ab se condense. La olefina 206aa y el agua 206ab pueden entonces separarse en el tanque 248. La olefina 206aa se caliente en el intercambiador de calor sensible 245 para que pueda entrar al reactor de esterificación 220 como todo o parte de la olefina 204. EL agua 206ab que sale del tanque 248, se enfria en un intercambiador de calor sensible 243. En algunas modalidades, el agua 206ab puede fluir a través de una turbina 249 como parte de un liquido de alta presión 206ab' para recuperar la energía de expansión. El liquido 206ab' tiene principalmente agua, pere puede también tener algunos alcoholes debido a que la reacción de deshidratación en el reactor de deshidratación 224 es reversible. Los alcoholes en el líquido 206ab' se recuperan mediante la destilación en la columna 250 y regresan a la corriente de alcohol 206.

La corriente 206b, que representa la porción del alcohol que se recupera como producto, se enfría mediante intercambiador de calor sensible 242, intercambiador de calor latente 241, e intercambiador de calor sensible 240. El espacio del gas en el tanque 251 puede contener hidrógeno, el cual puede después ser reciclado en el reactor de hidrogenólisis 222. En algunas modalidades, la corriente 206b puede fluir a través de una turbina 252 como parte de un líquido de alta presión 206b' para recuperar la energía de expansión. El espacio de gas en el tanque 253 puede contener hidrógeno, el cual se comprime usando el compresor 254. Una porción del mismo puede regresarse mediante la linea 206bb hacia el reactor de hidrogenólisis 222.

La corriente de reciclaje 206bb puede contener gases no hidrógenos, los cuales pueden purgarse mediante la linea 206bb' en ciertas modalidades para prevenir la acumulación dentro del sistema. Los gases purgados en la linea 206bb' pueden enviarse a un separador para recuperar el hidrógeno, o pueden quemarse para procesar el calor. El reactor de esterificación 220 y/o el reactor de hidrogenólisis 222 puede operar a una mayor presión (~2000 a 4000kPa) , en donde el reactor de deshidratación 224 opera a una presión más baja (~20 a 500 kPa) , de acuerdo con ciertas modalidades. En la modalidad ilustrada, el expansor 246 recupera la energía de la reducción de presión y le permite suplementar la energía usada por el compresor 247.

Ciertos catalizadores, tales como las zeolitas, muestran ambas actividades de hidrogenación (ej., pero no limitado a, Minachev, Kh.M., Garanin, V.I., Kharlamov, V.V., Kapustin, .A., "Hidrogenación de la acetona en formas catiónicas de las zeolitas," Russian Chemical Bulletin 23(7), 1472-1475 (1974)) y también promueven la reacción de olefinas y ácidos carboxílicos para producir esteres (ej., pero no necesariamente limitado a, Patente Estadounidense 5,973,193). Por lo tanto, de acuerdo con las enseñanzas de ciertas modalidades, tanto la hidrogenación como la esterificación para hacer alcoholes pueden ser llevadas a cabo en un solo reactor. La Figura 4 muestra un diagrama simplificado del sistema 200 con la conversión de ácidos carboxilicos a alcoholes que se da en un solo reactor 221, de acuerdo con una modalidad. La Figura 5 muestra el sistema detallado 200 descrito en la Figura 3, pero con el reactor de esterificación 220 y el reactor de hidrogenólisis 222 combinado en un solo reactor 221.

La Figura 6 muestra un diagrama de bloque de un sistema 600 ("Opción A") para convertir los ácidos carboxilicos en hidrocarbonos, de acuerdo con unamodalidad. Los ácidos carboxilicos 602 reaccionan con definas 604 en un reactor de esterificación 620 para formar estéres 605. Los estéres 605 reaccionan con hidrógeno en un reactor de hidrogenólisis 622 para formar alcohol 606. Una porción de la corriente de alcohol 606 se manda al reactor de deshidratación 624 para producir olefinas 604 y agua. La porción remanente de la corriente de alcohol 606 se manda al rector de oligomerizacion 626, en donde forma hidrocarbonos 608 y agua.

La Figura 7 muestra una descripción detallada de la Opción A, de acuerdo con una modalidad. La corriente de ácido carboxilico 602 se separa en dos porciones, 602a y 602b. La corriente 602a se manda al intercambiador de calor sensible 640, intercambiador de calor latente 641, e intercambiador de calor sensible 642, de tal forma que la corriente 602a se vuelva vapor sobrecalentado. La corriente 602b se envía al intercambiador de calor sensible 643, intercambiador de calor latente 644, e intercambiador de calor sensible 645, de tal forma que la corriente 602b se vuelva vapor sobrecalentado. Los ácidos carboxílieos sobrecalentados 602a y 602b reaccionan con olefinas 604 en el reactor de esterificación 620. En algunas modalidades, el reactor de esterificación 620 tiene su propio sistema de control de temperatura. Los esteres 605 reaccionan con hidrógeno en un reactor de hidrogenólisis 622 para producir alcohol 606. En algunas modalidades, el reactor de hidrogenólisis 622 tiene su propio sistema de control de temperatura .

La corriente de producto de alcohol 606 se separa en dos corrientes 606a y 606b. La corriente 606a entra al expansor 646, en donde se reduce la presión. El alcohol de baja presión entra el reactor de deshidratación 624. En algunas modalidades, el reactor de deshidratación 624 tiene su propio sistema de control de temperatura. La corriente 606a que sale del reactor de deshidratación 624 (que comprende olefinas 606aa y agua 606ab) puede entonces ser comprimida en el compresor 647 y entrar al intercambiador de calor sensible 645 y el intercambiador de calor latente 644, el cual enfria la corriente y permite que el agua 606ab se condense. La olefina 606aa y el agua 606ab se separan en el tanque 648. La olefina 606aa se calienta en el intercambiador de calor sensible 645 para que éste pueda entrar en el reactor de esterificación 620 como parte de la olefina 604. El tanque de salida 648 de agua 606ab se enfria en el intercambiador de calor sensible 643. En algunas modalidades, el agua 606ab puede fluir a través de una turbina 649 com parte de un liquido de alta-presión 606ab' . El liquido 606ab' comprende princiálmente agua, pero también puede comprender algo de alcohol debido a que la reacción de deshidratación en el reactor de deshidratación 624 es reversible. Los. alcoholes en el liquido 606ab' se recuperan mediante la destilación en la columna 650 y se regresan a la corriente de alcohol 606.

La corriente 606b se manda al reactor de oligomerización 626. En algunas modalidades, el reactor de oligomerización 626 tiene su propio sistema de control de temperatura. El producto que sale del reactor de oligomerizaicón 626 se enfria mediante intercambiador de calor sensible 642, intercambiador de calor latente 641, e intercambiador de calor sensible 640. El tanque 651 puede contener especies no reaccionadas (ej., olefinas de bajo peso molecular) , las cuales pueden ser regresadas mediante 607 al reactor de oligomerización 626. En modalidades, la corriente 606b puede fluir a través de una turbina 652 como parte de un liquido de alta presión 606b' para recuperar la energía de expansión. El tanque 653 puede contener especies no reaccionadas, las cuales se comprimen usando el compresor 654 y se regresan mediante 606bb al reactor de oligomerización 626. Los hidrocarbonos se eliminan del tanque 653 mediante 608.

Las corrientes de reciclado 607 y/o 606bb pueden contener gases no reactivos, los cuales pueden purgarse mediante la línea 606bbb' para prevenir la acumulación dentro del sistema. Los gases purgados pueden ser enviados a un separador para recuperar los componentes reactivos, o pueden quemarse para procesar el calor. El reactor de esterificación 620, el reactor de hidrogenólisis 622, y/o el reactor de oligomerización 626 puede operar a una presión más alta (-3000 kPa) , en donde el reactor de deshidratación 624 puede operar a una presión más baja (-20 a 500 kPa), de acuerdo con ciertas modalidades. En la modalidad ilustrada, el expansor 646 recupera la energía de la reducción de la presión y le permite suplementar la energía usada por el compresor 647.

Como con las Figuras 4 y 5, las Figuras 8 y 9 muestran la misma configuración que en las Figuras 6 y 7, pero usando solo un reactor 621 para desempeñar la esterificación e hidrogenólisis .

La Figura 10 muestra un diagrama de bloque de un sistema 1000 ("Opción B") para convertir los ácidos carboxílicos en hidrocarbonos, de acuerdo con otra modalidad. Los ácidos carboxílicos 1002 reaccionan con olefinas 1004 en un reactor de esterificación 1020 para formar esteres 1005. Los esteres 1005 se hidrogenolizan en alcoholes 1006 en un reactor de hidrogenólisis 1022. La corriente de alcohol 1006 se manda a un reactor de oligomerización 1026. En algunas modalidades, el reactor de oligomerización 1026 opera con un tiempo de residencia que es lo suficientemente corto como para formar cantidades significativas de intermedios no reaccionados (olefinas), los cuales están separados de los productos finales, hidrocarbonos 1008 y agua. En la modalidad ilustrada, las olefinas 1004 son retroalimentadas al reactor de esterificación 1020.

La Figura 11 muestra una descripción detallada de la Opción B, de conformidad con otra modalidad. La corriente de ácido carboxilico 1002 se envía a un intercambiador de calor sensible 1040, intercambiador de calor latente 1041, e intercambiador de calor sensible 1042, de forma tal que la corriente de ácido carboxilico 1002 se vuelve vapor sobrecalentado. Los ácidos carboxílicos sobrecalentados 1002 reaccionan con las olefinas 1004 en el reactor de esterificación 1020 para producir esteres 1005. En algunas modalidades, el reactor de esterificación 1020 tiene su propio sistema de control de temperatura. Los esteres 1005 se envían a un reactor de hidrogenólisis 1022 para producir alcoholes 1006. En algunas modalidades, el reactor de hidrogenólisis 1022 tiene su propio sistema de control de temperatura.

La corriente de alcohol 1006 es enviada al reactor de oligomerizaicón 1026. En algunas modalidades, el reactor de oligomerización 1026 tiene su propio sistema de control de temperatura. El producto que sale del reactor de oligomerización se enfría mediante intercambiador de calor sensible 1042, intercambiador de calor latente 1041, e intercambiador de calor sensible 1040. En algunas modalidades, la corriente 1006 puede fluir mediante una turbina 1052 com parte del liquido de alta presión 1006' para recuperar la energía de expansión. En modalidades, el tiempo de residencia en el reactor de oligomerizacion 1026 es lo suficientemente corto para que haya una cantidad relevante de especies no reaccionadas (ej . , olefinas de bajo peso molecular) en el espacio de gas del tanque 1051, el cual puede entonces ser provisto al reactor de esterificación 1020. Similarmente, el tanque 1053 puede contener especies no reaccionadas 1007, las cuales pueden comprimirse usando el compresor 1054 y enviadas al reactor de esterificación 1020. Los hidrocarbonos 1008 se remueven del tanque 1053.

La corriente de reciclaje 1007 y/o 1006bb puede contener gases no-reactivos, los cuales pueden purgarse 1006bb' para prevenir la acumulación dentro del sistema. Los gases purgados pueden enviarse a un separador para recuperar los componentes reactivos, o pueden quemarse para procesar el calor. En ciertas modalidades, el reactor de esterificación 1020, el reactor de hidrogenólisis 1022, y el reactor de oligomerizacion 1026 puede operar a una presión más alta (~3000 kPa) .

Las Figuras 12 y 13 muestran las mismas configuraciones que las Figuras 10 y 11, pero usando un solo reactor 1021 para desempeñar la esterificación y la hidrogenólisis .

La Figura 14 muestra un diagrama de bloque del sistema 1400 ("Opción C") para convertir los ácidos carboxilicos en hidrocarbonos, de acuerdo con otra modalidad. Los ácidos carboxilicos 1402 reaccionan con definas 1404 en un reactor de esterificación 1420 para formar esteres 1405. Los esterés 1405 se hidrogenolizan en alcoholes 1406 en un reactor de hidrogenólisis 1422. La corriente de alcohol 1406 se envía a un reactor de deshidratación 1424 para producir agua y olefinas 1404. La corriente de olefinas 1404 se parte en dos porciones: una corriente va al reactor de esterificación 1420, y la otra va al reactor de oligomerización 1426, el cual produce hidrocarbonos 1408 y agua. Debido a que solo se están alimentando olefinas 1404 al reactor de oligomerización 1426, no deberá producirse nada de agua durante la oligomerización; sin embargo, las enseñanzas de algunas modalidades reconocen que algo de alcohol puede esperarse en la corriente de olefina que va hacia el reactor de oligomerización 1426. En la presencia de hidrógeno (la cual permanece de la hidrogenólisis) y monóxido de carbono (el cual puede formarse en el reactor de deshidratación 1424), el metanol y otros alcoholes pueden formarse en el reactor de oligomerizacion 1426; por lo tanto, se puede formar agua .

La Figura 15 muestra una descripción detallada de la Opción C, de conformidad con otra modalidad. La corriente de ácido carboxilico 1402 se separa en dos porciones, 1402a y 1402b. La corriente 1402a se manda al intercambiador de calor sensible 1440, intercambiador de calor latente 1441, e intercambiador de calor sensible 1442, de tal forma que la corriente 1402a se vuelva vapor sobrecalentado. La corriente 1402b se envía al intercambiador de calor sensible 1443, intercambiador de calor latente 1444, e intercambiador de calor sensible 1445, de tal forma que la corriente 1402b se vuelva calor sobrecalentado. Los ácidos carboxílicos sobrecalentados 1402a y 1402b reaccionan con olefinas 1404 en el reactor de esterificación 1420 para producir esteres 1405. En modalidades, el reactor de esterificación 1420 tiene su propio sistema de control de temperatura. Los esteres 1405 se envían al reactor de hidrogenólisis 1422 para producir alcoholes 1406. En modalidades, el reactor de hidrogenólisis 1422 tiene su propio sistema de control de temperatura .

La corriente de producto de alcohol 1406 entra expansor 1446, en donde se reduce la presión. Los alcoholes entran al reactor de deshidratación 1424. En algunas modalidades, el reactor de deshidratación 1424 tiene su propio sisttema de control de temperatura. La corriente 1406 (que comprende olefinas 1406a y agua 1406b) que sale del reactor de deshidratación 1424 se comprime usando el compresor 1447 y entra al intercambiador de calor sensible 1445 y al intercambiador de calor latente 1444, el cual enfria la corriente 1406 y permite que el agua 1406b se condense. Las olefinas 1406a y agua 1406b se separan en el tanque 1448. las olefinas 1406a son recalentadas en el intercambiador de calor sensible 1145. La corriente de olefina 1406a se separa en dos porciones: 1406aa y 1406ab. La corriente 1406aa se envía al reactor de oligomerización 1426, y la corriente 1406ab se envía al reactor de esterificación 1420. El agua 1406b que sale del tanque 1448 se enfría en un intercambiador de calor sensible 1143. En modalidades, el agua 1406b fluye a través de una turbina 1449 com parte de un líquido de alta presión 1406b' . El líquido 1406b' comprende principalmente agua, pero puede también comprender algo de alcohol debido a que la reacción en el reactor de deshidratación 1424 es reversible. Los alcoholes en el líquido 1406b' se recuperan mediante destilación en la columna 1450 y se regresan a la corriente de alcohol 1406.

El producto que sale del reactor de oligomerización 1426 se enfria a través de intercambiador de calor sensible 1442, intercambiador de calor latente 1441, e intercambiador de calor sensible 1440. En algunas modalidades, la corriente 1406aa fluye a través de una turbina 1452 como parte de un liquido de alta presión 1406aa' para recuperar la expansión de energía. El espacio de gas enel tanque 1451 puede contener especies no reaccionadas (ej., olefinas de bajo peso molecular), las cuales son regresadas al reactor de oligomerización 1426. Simliarmente, el tanque 1453 puede contener especies no reaccionadas, las cuales son comprimidas usando el compresor 1454 y regresadas al reactor de oligomerización 1426.

La corriente de reciclado puede contener gases no reactivos, laos cuales pueden ser purgados para prevenir acumulación dentro del sistema. Los gases purgados pueden ser enviados a un separador para recuperar los componentes reactivos, o pueden ser quemados para procesar el calor. EL reactor de esterificación 1420, el reactor de hidrogenólisis 1422, y/o el reactor de oligomerización 1426 puede operar a una presión mayor (-3000 kPa) , mientras que el reactor de deshidratación 1424 opera a una presión menor (~20 a 500 kPa) , de acuerdo con ciertas modalidades. En la modalidad ilustrada, el expansor 1446 recupera energía de la reducción de presión y le permite suplementar la energía usada por el compresor 1447.

Las Figuras 16 y 17 muestran la misma configuración que las Figuras 14 y 15 pero usando un solo reactor 1421 para desempeñar la esterificación y la hidrogenólisis .

La Figura 18 muestra un diagrama de bloque de un sistema 1800 ("Opción Al") para convertir las cetonas o ácidos carboxílicos directamente a hidrocarbonos en el reactor de oligomerización, de acuerdo con otra modalidad. Las cetonas o ácidos carboxílicos 1802 alimentados en un reactor de oligomerización 1826. Los productos que salen del reactor de oligomerización 1826 pueden separarse en un tanque 1851 hacia el agua, hidrocarbonos 1808, y productos gaseosos. En algunas modalidades, el producto gaseoso puede representar del 30-40% de los productos que salen del reactor de oligomeriazión 1826. El producto gaseoso puede ser quemado para procesar el calor o reformado en hidrógeno en un reformador 1823 usando tecnología estándar (ej . , reformado de vapor, oxidación parcial, u otros sistemas y métodos apropiados). El hidrógeno puede usarse para convertir una porción de las cetonas o ácidos carboxilicos 1802 en alcoholes 1806 en un reactor de alcohol 1821; estos alcoholes 1806 pueden ser entonces enviados al reactor de oligomerización 1826.

Si las cetonas se usan como la alimentación, entonces la hidrogenación puede ser muy directa usando el catalizador de hidrogenización apropiado (e . , níquel Raney, platino, cromito de cobre u otro catalizador de hidrogenización apropiado) . Si los ácidos carboxilicos se usan como alimentación, entonces la producción de alcohol 1821 puede incluir uno de los procesos descritos en las Figuras 2 a 5. Los detalles del proceso pueden ser similares a aquellos descritos en las Figuras 3, 5, 6 9, 11, 13, 15 y 17, las cuales usan intercambiadores de calor sensibles y latente apropiados para calentar y enfriar las corrientes de proceso, así como compresores y expansores para manipular la presión. Estos detalles no se repiten.

La Figura 19 muestra un diagrama de bloque de un sistema 1900 ("Opción Bl") para convertir las cetonas o ácidos carboxilicos directamente a hidrocarbonos en el reactor de oligomerización. Esta modalidad incorpora un separador 1825 (ej . , absorción de oscilación de la presión, membranas, destilación crogénica) en la Opción Al para recuperar definas 1804 de la corriente gaseosa, y regresarlas al reactor de oligomerización 1826, en vez de mandarlas al reformador 1823.

La Figura 20 muestra un diagrama de bloque de un sistema 2000 ("Opción A2") para convertir las cetonas o ácidos carboxilicos directamente en hidrocarbonos . Esta modalidad modifica la Opción Al al incorporar la producción de alcohol (ej . , hidrogenización) y los mecanismos de oligomerización en un solo reactor 1827. Las enseñanzas de ciertas modalidades reconocen que, debido a que se sabe que los mismos catalizadores empleados para la oligomerización también realizan hidrogenización (ej., Patente Estadounidense 3,894,107 y Minachev, Kh. . , Garanin, V.I., Kharlamov, V.V., Kapustin, M.A. , "Hidrogenización de la acetona en formas catiónicas de zeolitas", Russian Chemical Bulletin 23(7), 1472-1475 (1974)), las cetonas o los ácidos carboxilicos e hidrógeno pueden ser alimentadas directamente al mismo reactor, evitando asi, tener un reactor para hidrogenización por separado a otro equipo necesario para la generación de alcohol.

La Figura 21 muestra un diagrama de bloque de un sistema 2100 ("Opción B2") para convertir las cetonas o ácidos carboxilicos directamente en hidrocarbonos. Esta modalidad modifica la Opción Bl al incorporar los mecanismos de producción de alcohol (Ej., hidrogenización) y oligomerización en un solo reactor 1827. Las enseñanzas de ciertas modalidades reconocen que, debido a que se sabe que los mismos catalizadores empleados para la oligomerización también realizan hidrogenización, las cetonas o los ácidos carboxilicos e hidrógeno pueden ser alimentados directamente al mismo reactor, evitando asi, tener un reactor para hidrogenización por separado a otro equipo necesario para la generación de alcohol.

La Figura 22 muestra un diagrama de flujo de proceso detallado de un sistema 2200 para la conversión directa de ácidos carboxilicos o cetonas en hidrocarbonos, usando un solo reactor tanto para la hidrogenización y la oligomerización (con base en la Opción A2 de la Figura 20 y la Opción B2 de la Figura 21) de acuerdo con una modalidad. La corriente de ácido carboxilico o cetona 2202 es enviada (ej . , mediante bomba de alimentación 2203) a un intercambiador de calor sensible 2240, intercambiador de calor latente 2241, e intercambiador de calor sensible 2242, de tal forma que la corriente 2202 se vuelva vapor sobrecalentado. Los ácidos carboxilicos sobrecalentados o cetonas e hidrógeno son enviados al reactor de hidrogenización/oligomerización 2227. En algunas modalidades, el reactor de hidrogenización/oligomerización 2227 tiene su propio sistema de control de temperatura. El producto que sale del reactor de hidrogenización/oligomerización 2227 se enfria mediante intercambiador de calor sensible 2242, intercambiador de calor latente 2241, e intercambiador de calor sensible 2240. En algunas modalidades, este liquido de alta presión fluye a través de una turbina 2252 como parte de un liquido de alta presión 2202' para recuperar la energía de expansión. Puede haber especies no reaccionadas (ej . , olefinas de bajo peso molecular) en el espacio de gas del tanque 2251, el cual puede ser reciclado en un reactor de hidrogenización/oligomerización 2227. Similarmente, el tanque 2253 puede contener especies no reaccionadas, las cuales pueden comprimirse usando el compresor 2254 y enviadas al reactor de hidrogenización/oligomerización 2227. Los hidrocarbonos 2208 pueden eliminarse del tanque 2253.

La corriente de reciclado puede contener gases no reactivos, los cuales pueden purgarse para prevenir la acumulación dentro del sistema. Los gases purgados pueden ser enviados a un separador para recuperar los componentes reactivos, o pueden quemarse para procesar el calor o reformar en hidrógeno. El reactor de hidrogenización/oligomerización 2227 puede operar a una presión mayor (~3000 kPa) , de acuerdo con ciertas modalidades .

La Figura 23 muestra un diagrama de bloque para una modalidad de un sistema 2300 que directamente convierte la cetona a hidrocarbonos, lo cual corresponde a una de las rutas mostradas en la Figura la. En la modalidad ilustrada, la biomasa 2370 es opcionalmente pretratada 2380 para reforzar la biodegradabilidad usando cal (ej., usando, pero no limitado a, pretratamiento de cal descrito en, pero no limitado a, las Patentes Estadounidenses Nos. 5,693,296 y 5,865,898 y las Solicitud de Patente Estadounidenses Nos. 60/423,288 y 60/985,059). Después, la biomasa pretratada 2370 es directamente fermentada en el termentador 2382, creando sales de carboxilato 2372 (ej . , como se describe en, pero no se limita a, la Patente Estadounidense no. 5,962,307 y las Solicitudes de Patente Estadounidenses Nos. 11/298,983 y 11/456,653). Las sales de carboxilato resultantes 2372 son deshidratadas y, como resultado, concentradas (ej., usando procesos o sistemas descritos en, pero no limitados a, las Patentes Estadounidenses Nos. 5,986,133, 7,251,944 y 7,328,591 y la Solicitud de Patente Estadoundense No. 60/985,059) en un concentrador 2384. Las sales concentradas se convierten a cetonas 2302 (ej., usando procesos o sistemas descritos en, pero no limitados a, las Patentes Estadounidenses Nos. 6,043,392 y 6,262,313) en el reactor de cetona 2386. Las cetonas 2302 pueden ser directamente convertidas a hidrocarbonos 2308 y alcoholes 2306 en una manera similar a los procesos descritos en las Figuras 18-22. Sin embargo, en la modalidad ilustrada, los gases 2329 del reactor de oligomerización 2326 se dirigen al termentador 2382, por ejemplo, mediante el tanque 2351. En el termentador 2382, las especies reactivas biológicamente (ej., hidrógeno y monóxido de carbono) se convierten en sales de carboxilato 2372. Se elimina el dióxido de carbono de los gases energéticos (ej . , hidrógeno, metano) 2330' que salen del termentador 2382 en un gas de salida del termentador 2330 mediante un separador 2325 usando métodos estándar (ej . , adsorción de aminas, membranas, criogénicos). Los gases energéticos 2330' se envían a un reformador 2323 para producir hidrógeno para el reactor de alcohol 2321. Todo o una porción (2310) del agua 2331 que sale del reactor de oligomerización 2326 puede utilizarse en el reformador 2323, por ej emplo, después de la separación en el tanque 2351.

La figura 24 muestra un diagrama de bloque de un sistema 2400 que convierte directamente las cetonas en hidrocarbonos, lo que corresponde a una de las rutas mostradas en la Figura 1A, de acuerdo con una modalidad. Esta modalidad modifica el sistema 2300 al incorporar los mecanismos de producción de alcohol (ej., hidrogenización) y oligomerización en un solo reactor 2327, con las cetonas y el hidrógeno alimentadas en este reactor.

Como se mencionó e indicó en la Figura 1, en modalidades, la biomasa puede convertirse a hidrocarbonos usando un sistema base calcio. Mediante este proceso, la producción de cetona a partir de sales de carboxilatos se integra con la subsecuente conversión de las cetonas en alcoholes e hidrocarbonos. La Figura 25, un subconjunto de la Figura 1, es un diagrama de bloque que muestra la conversión total de la biomasa para los sistemas base calcio, de acuerdo con una modalidad. El primer paso en el proceso es el pretratamiento (ej . , pero no limitado a, el pretratamiento de cal) . Tal pretratamiento de cal se describe, por ejemplo, pero no se limita a, en las Patentes Estadounidenses Nos. 5,693,296 y 5,865,898 asi como en las Solicitudes de Patente Estadounidenses Nos. 60/423,288 y 60/985,059. Dicho pretratamiento es opcional si la biomasa bruta es suficientemente digestible. La biomasa digestible es entonces directamente fermentada en sales de carboxilato. Dicha fermentación puede ser llevada a acabo como se describe, por ejemplo, pero no limitado a, en la Patente Estadounidense No. 5,962,307 y las Solicitudes de Patente Estadounidenses Nos. 11/298,983 y 11/456,653. De la fermentación, se obtiene un caldo de fermentación liquido, lo que comprende la mayoría del agua y las sales de carboxilato. Para mayor tratamiento, las sales de carboxilato pueden concentrarse, por ejemplo, pero no limitarse a, mediante la deshidratación 120A descrita en las Patentes Estadounidenses Nos. 5,986,133, 7,251,944 y 7,328,591 y la Solicitud de Patente Estadounidense No. 60/985,059. En el caso actualmente en consideración, en donde se han creado sales de carboxilato de calcio, dichas sales de carboxilato de calcio puede ser térmicamente convertidas 125A en cetonas. Dicha conversión térmica puede llevarse a cabo, por ejemplo, pero no limitado a, como se describe en la Patente Estadounidense No. 6,262,313. Las cetonas también pueden generarse al pasar ácidos carboxílicos a través de una cama catalítica de, por ejemplo, óxido de zirconio. Las cetonas resultantes pueden ser enviadas corriente abajo para procesarse como se describe más arriba con respecto a las figuras 18-24. Por lo tanto, en tales modalidades, el procesamiento corriente abajo apropiado 140A' puede llevarse a cabo como se describe en las Figuras 18-24.

Las cetonas producidas en un reactor de cetonas mediante la destilación seca de sales de carboxilato, debe ser eliminada y enfriada rápidamente para evitar la degradación. Los métodos del arte previo utilizan un vacio para reducir el tiempo de residencia en el reactor de cetona, requiriendo equipo de vacio y de enfriamiento. Por ejemplo, en la Patente Estadounidense No. 6,262,313, las sales de carboxilato son térmicamente convertidas en cetonas, al calentar al vacio y la subsecuente condensación y recuperación. Como se mencionó, el incremento en la ayuda de vacio y condensación da rendimiento al eliminar rápidamente las cetonas de la zona de reacción caliente, evitando asi, la degradación, sin embargo, la evitación de dichas condiciones de vacio pueden ser más económicamente deseables .

Esta misma meta de evitar la degradación de cetonas puede ser lograda usando un gas de barrido, el cual elimina el capital asociado con el mantenimiento de un vacío y sobredimensionando los enfriadores. En modalidades, un reactor de cetona está integrado con operaciones de unidades corriente abajo para la producción de alcoholes e hidrocarbonos (ej . , como se describe en las Figuras 18-24) usando un gas de barrido. La Figura 26 es un diagrama de bloque que muestra un sistema 100A' ' incorporando el uso de gas de barrido y la introducción directa de vapores de cetona del reactor de cetona a las operaciones de unidad corriente abajo, de acuerdo con una modalidad; Como se muestra en la Figura 26, los vacíos y enfriadores sobredimensionados costosos pueden evitarse al introducir un gas de barrido 121. En esta modalidad, las sales de carboxilato de cacio 124 son introducidas en un reactor de cetona 125B junto con un gas de barrido 121. Las cetonas que se condensan pueden evitarse si los vapores calientes de cetona 126A que salen del reactor de cetonas 125B se enfrían, por ejemplo mediante un intercambiador de calor 127A para evitar la degradación y los vapores de cetona enfriados 126B son enviados a la siguiente operación de unidad 140' , como se describe en las Figuras 18-24 aquí citadas. De esta manera, las cetonas producidas por la destilación seca de las sales de carboxilato puede ser enviada directamente a conversión de alcohol o gasolina sin la necesidad de condensación, ahorrando así capital en el equipo de condensación corriente abajo, calentamiento y vaporización. Debido a que el gas de barrido rápidamente elimina las cetonas que se forman en el reactor de cetona 125B, se esperan ahorros sustanciales de capital al eliminar el equipo de vacío y enfriamiento necesario para remover y condensar las cetonas de baja presión, que se requerían por los esquemas de vacío previos.

Debe notarse que el uso del gas de barrido y la introducción directa de los vapores de cetona del reactor de cetonaa las operaciones de unidad corriente abajo, puede usarse junto o emplearse independientemente. Cuando los vapores de cetona del reactor de cetona 125B son enviados directamente a conversión corriente abajo 140', con o sin la ayuda de un gas de barrido, la bomba de alimentación 2203, el intercambiador de calor sensible 2240, y el intercambiador de calor latente 2241 mostrados en la Figura 22 puede ya no ser utilizado o necesario. Debido a que los vapores de cetona del reactor de cetona 125B reaccionan directamente en las operaciones de unidad corriente abajo, los equipos periféricos y de corriente abajo necesitan re-vaporizar las cetonas, que se requerían por los procesos de vacío del arte previo. El reaccionar los vapores de cetona directamente en hídrocarbonos o alcoholes pueden también reducir pérdidas de material típicas cuando se emplean operaciones de unidad separadas, tales como la condensación. En adición, el evitar el calientamiento o enfriamiento líquido puede perimitir mayores eficiencias de energía .

Además de los oxidantes (ej . , oxígeno) , muchos gases pueden emplearse como gases de barrido. Si la opción de gas de barrido se practica y se desea condensar las cetonas, un gas de barrido condénsente puede emplearse, para minimizar/evitar la pérdida de vapores de cetonas que pueden suceder con un gas de barrido no condensante, tal como el nitrógeno. Un ejemplo de dicho gas de barrido es el vapor. Las estimulaciones con HYSYS sugieren que virtualmente ninguna cetona se pierde cuando el vapor se usa como gas de barrido. El vapor tiene la ventaja adicional de que, cuando los hidrocarbonos son el producto final, cuando el vapor se condensa, es inmiscible con los hidrocarbonos y es fácilmente separado.

Como se mencionó, el gas de barrido puede ser cualquier otro gas aparte de los oxidantes (ej., oxígeno), pero el uso de hidrógeno puede ser deseado en instancias en las que el hidrógeno se usa corriente abajo para hidrogenar algunas o todas las cetonas. Por lo tanto, al producir alcoholes o hidrocarbonos, el hidrógeno es un gas de barrido deseable porque también es un reactivo. Para mantener una presión parcial baja de las cetonas en el reactor de cetona 125B, puede ser deseable reciclar cantidades sustanciales de hidrógeno. En dichas modalidades, el gas 122 del procesamiento corriente abajo 140A' puede reciclarse al reactor de cetona 125B. El gas reciclado 122 puede pasarse a través de un intercambiador de contracorriente de calor 127B para reciclarse al reactor de cetona 125B.

La literatura describe el uso de gas de barrido de nitrógeno (Ardagh, E.G.R., Barbour, A.D., cClellan, G.E., y McBride, E.W. (1924). Distillation of Acétate of Lime, Industrial and Engineering Chemistry, 16, 1133-1139) . Sin embargo, el nitrógeno es tanto inerte como no condensable. De acuerdo con esta divulgación, un reactivo (ej., hidrógeno) o gas de barrido condensable (ej., vapor) se utiliza.

Cuando se usa el gas de barrido, una consideración importante es si la conversión de hidrocarbonos ocurre a la misma presión que el reactor de cetona, ejl, presiones de vacio a 1 atm. Experimentos han mostrado que la conversión de hidrocarbonos de cetonas y alcoholes secundarios sobre la zeolita H-ZS -5 es factible a 1 atm. En tal caso, los vapores son enviados directamente a la operación de unidad corriente abajo después del suficiente enfriamiento y calentamiento. Si, sin embargo, la presión deseada en el procesamiento corriente aboajo 140A' es más alta, puede usarse un compresor 128. Si se recicla el gas de barrido, un expansor 129 y/o un intercambiador de contracorriente de calor 127B puede ser usado, por ejemplo, para mejorar la eficiencia de energía.

Si la presión y la temperatura de la reacción de la conversión de cetona y la conversión de hidrocarbonos son similares, se puede implementar un método más simple. En este caso, el catalizador puede ser colocado en puertos exhaustos del reactor de cetona 125B para que las cetonas reaccionen al salir del reactor de cetona 125B.

En algunas de estas modalidades y algunas operaciones corriente abajo para convertir las cetonas en hidrocarbonos, una cama de doble catalizador puede usarse, en donde un catalizador de hidrogenación (ej . , cromito de cobre) se carga en la primera parte del reactor, seguida por el catalizador de deshidratación/oligomerización (ej., zeolita H-ZSM-5) . Esta cama de doble catalizador puede servir para permitir la conversión de todas o la mayoría de las cetonas en alcoholes, incrementando así los rendimientos y permitiendo la producción de hidrocarbonos más deseables. Una cama de doble catalizador puede así ser empleada en donde un catalizador de hidrogenización se usa primero y convierte todas o parte de las cetonas en alcoholes, y es seguido por un catalizador de deshidratación/oligomerización que convierte los alcoholes y/o cetonas en hidrocarbonos. Alternativamente, un catalizador de zeolita puede modificarse para incorporar un catalizador de hidrogenización (ej . , platino) directamente en sus poros. El emplear dos catalizadores diferentes en la misma cama puede reducir los costos de equipos de capital y, al combinar dos reacciones en un reactor, también puede minimizar las pérdidas materiales.

En muchos casos, los productos de hidrocarbonos que salen del reactor de oligomerización contienen cantidades significativas de olefinas. En modalidades, estos productos condensados, que están sustancialmente libres de agua, son enviados a otro reactor de oligomerización (o reciclados en el reactor de oligomerización) , incrementando asi la longitud de cadena del producto de hidrocarbonos final.

La Figura 27 muestra un diagrama de bloque de un sistema 2500 que directamente convierte los ácidos carboxilicos en hidrocarbonos, lo que corresponde a una de las rutas mostradas en las Figuras 1A y IB, de acuerdo con una modalidad. Esta modalidad modifica el sistema 2300 de la Figura 23 mediante la conversión de ácidos carboxilicos 2302 (en lugar de cetonas), directamente en hidrocarbonos 2308. Los pasos del proceso son similares a aquellos descritos en el sistema 2300, a excepción de que las sales de carboxilato se convierten en ácidos carboxilicos (ej., mediante "surgimiento ácido", descrito en, pero no limitado a, la Patente Estadounidense No. 6,395,926 o la Solicitud de Patente Estadounidense No. 11/456,653) utilizando un sistema de recuperación de ácidos 2388.

La Figura 28 muestra un diagrama de bloque de un sistema 2600 que convierte directamente los ácidos carboxilicos en hidrocarbonos, lo que corresponde a una de las rutas mostradas en las Figuras 1A y IB, de acuerdo con una modalidad. Esta modalidad modifica el sistema 2500 de la Figura 27 al incorporar los sistemas de producción de alcohol (ej . , hidrogenización) y de oligomerización en un solo reactor 2327, con tanto los ácidos carboxilicos como el hidrógeno siendo alimentados en este reactor.

La Figura 29 muestra un diagrama de bloque de un sistema 2700 para la conversión directa de sales de carboxilato de amonio a hidrocarbonos de acuerdo con una modalidad. La modalidad modifica la Opción Al de la Figura 18 al alimentar las sales de carboxilato de amonio 2702 (sólidos, como una lechada y/o en solución) al sistema 2700. Las sales de carboxilato de amonio 2702 son sales volátiles, las cuales, al estar completamente vaporizadas, se descomponen en amoniaco y ácidos carboxilicos. Algunos otros productos, como las amidas, también pueden formarse. En la Figura 29, una porción de las sales de carboxilato de amonio 2702 puede ser enviadas a un reactor de alcohol 2721, lo que convierte las sales de carboxilato de amonio 2702 en alcoholes 2706. Las enseñanzas de ciertas modalidades reconocen que el convertir algunas de las sales de carboxilato de amonio 2702, puede permitir que el sistema 2700 tome ventaja del hidrógeno disponible del reformador 2723. Dicha conversión a alcoholes se puede hacer, por ejemplo, al usar el proceso descrito en, pero no limitado a, la Solicitud de Patente Estadounidense No. 11/456,653; en otra modalidad, pueden ser convertidas a ácidos carboxilicos primero (ej., como se describe en, pero no se limita a, la Solicitud de Patente Estadounidense No. 11/456,653) y después se convierten en alcoholes (ej., como se describe en las Figuras 2-5) . Los detalles del proceso son similares a aquellos descritos en las Figuras 3, 5, 6, 9, 11, 13, 15 y 17, que usaron los intercambiadores de calor sensibles y latentes apropiados para calentar y enfriar las corrientes del proceso, asi como compresores y expansores para manipular la presión. Estos detalles no se repiten .

Después de que las sales de carboxilato de amonio se vaporizan y entran al reactor de oligomerización 2726, sólo el ácido carboxílico se convierte a hidrocarbonos 2708. El amoniaco 2709 pasa sin ser reaccionado. Dicha observación fue vista por Butter et al., (Patente Estadounidense No. 3,894,107), quien pasó compuestos que contienen nitrógeno a través de un catalizador de zeolita H-ZSM-5 y obtuvo hidrocarbonos y amoniaco sin reaccionar como productos. Bajo ciertas condiciones, como aquellas demostradas en algunos de los ejemplos que acompañan las Figuras 43-50, el amoniaco puede reaccionar para formar otros compuestos valiosos, como el acetonitrilo .

En el sistema 2700, el amoniaco 2709 se recupera de los productos. Primero, algo del amoniaco 2709 entrará en solución en el agua generada; por lo tanto, un separador 2756 (ej . , un tanque de destello) se puede emplear para separar el agua 2710 del amoniaco 2709. En adición, algo de amoniaco puede terminar en los gases que salen del reactor de oligomerización 2726. Para eliminar el amoniaco de la corriente de gas, un separador de amoniaco 2755 puede emplearse. Por ejemplo, una cama empacada con absorbente de ácido sólido que atará inversamente el amoniaco, seguido por la desorción del amoniaco una vez que la cama está saturada (al tener dos o más de estas unidades operando en paralelo, el proceso puede oscilar del ciclo de absorción al ciclo de desorción, eliminando asi continuamente el amoniaco de la corriente) . Los gases libres de amoniaco 2757 pueden entonces ser enviados a quemado para procesar el calor y/o pueden ser enviados al reformador 2723 para producir hidrógeno, como se muestra en la Figura 29. El hidrógeno producido puede ser empleado en el reactor de alcohol 2721. En modalidades, el amoniaco 2709 también se libera y recupera en la unidad de producción de alcohol 2721.

La Figura 30 muestra un diagrama de bloque de un sistema 2800 para convertir las sales de carboxilato de amonio directamente en hidrocarbonos en el reactor de oligomerización. La modalidad modifica la Opción Bl de la Figura 19 al alimentar sales de carboxilato de amonio 2802 al sistema 2800, asi como también incorpora un separador 2825 (ej . , absorción de presión-oscilación, membranas, destilación criogénica) en el sistema 2700 de la Figura 29 para recuperar las olefinas 2804 de la corriente gaseosa y devolverlas al reactor de oligomerización 2826 en lugar de enviarlas al reformador 2823.

La Figura 31 muestra un diagrama de bloque de un sistema 2900 para convertir las sales de carboxilato de amonio directamente en hidrocarbonos. La modalidad modifica la Opción A2 de la Figura 20 al alimentar las sales de carboxilato de amonio 2902 al sistema 2900, asi como también incorpora los procesos de oligomerización e hidrogenizacion del sistema 2700 en un solo reactor 2927. Las enseñanzas de ciertas modalidades reconocen que, debido a que los mismos catalizadores empleados para la oligomerización, se sabe que también efectúan la hidrogenizacion (ej., Patente Estadounidense No. 3,894,107, Minachev, Kh. M., Garanin, V.I., Kharlamov, V.V., Kapustin, M.A., "Hidrogenizacion de acetona en formas catiónicas de zeolitas," Russian Chemiacl Bulletin 23(7), 1472-1475 (1974), las sales de carboxilato de amonio e hidrógeno pueden ser directamente alimentadas en el mismo reactor, evitando asi la necesidad de un reactor de hidrogenizacion por separado y de otro equipo utilizado para la generación de alcohol.

La Figura 32 muestra un diagrama de bloque de un sistema 3000 para convertir las sales de carboxilato de amonio directamente en hidrocarbonos . La modalidad modifica la Opción B2 de la Figura 21, al alimentar sales de carboxilato de amonio 3002 al sistema 3000, asi como también incorpora los procesos de oligomerización e hidrogenizacion del sistema 2800 en un solo reactor 3027. Las enseñanzas de ciertas modalidades reconocen que, debido a que los mismos catalizadores empleados para la oligomerización se sabe que realizan hidrogenización también, las sales de carboxilato e hidrógeno pueden ser directamente alimentadas en el mismo reactor, evitando asi, la necesidad de un reactor de hidrogenización y otros equipos usados para la generación de alcohol.

La Figura 33 muestra un diagrama de flujo de proceso detallado de un sistema 3100 para la conversión directa de sales de carboxilato de amonio (sólido, como una lechada y/o en solución) en hidrocarbonos, usando un solo reactor tanto para la hidrogenización y oligomerización (basado en las Opciones A2 y B2 ilustradas en las Figuras 31 y 32) de acuerdo con una modalidad. La corriente de carboxilato de amonio 3102 se envía a un intercambiador de calor sensible 3140, intercambiador de calor latente 3141, e intercambiador de calor sensible 3142, de tal forma que la corriente 3102 se vuelve vapor sobrecalentado. Esta corriente sobrecalentada e hidrógeno se envían a un reactor de hidrogenización/oligomerización 3127. En algunas modalidades, el reactor de hidrogenización/oligomerización 3127 tiene su propio sistema de control de temperatura. El producto que sale del reactor de hidrogenización/oligomerización 3127 se enfría mediante intercambiador de calor sensible 3142, intercambiador de calor latente 3141, e intercambiador de calor sensible 3140. En algunas modalidades, este líquido de alta presión fluye a través de una turbina 3152 como parte de un líquido de alta presión 3102' para recuperar la energía de expansión. Puede haber especies no reaccionadas (ej., definas de bajo peso molecular) en el espacio de gas del tanque 3151, la cual puede después ser reciclada en un reactor de hidrogenización/oligomerización 3127.

Similarmente, el tanque 3153 puede contener especies no reaccionadas, las cuales pueden ser comprimidas utilizando el compresor 3154, y enviadas de vuelta al reactor de hidrogenización/oligomerización 3127.

La corriente de reciclaje puede contener gases no reactivos, los cuales pueden purgarse para prevenir acumulación dentro del sistema. Los gases purgados pueden ser enviados a un separador para recuperar los componentes reactivos, o pueden ser quemados para procesar el calor o reformados en hidrógeno. El reactor de hidrogenización/oligomerización 3127 puede operar a una presión más alta (~3000 kPa) , de acuerdo con ciertas modalidades .

Antes de que la corriente de gas de los tanques 3151 y 3153 sea devuelta al reactor de hidrogenización/oligomerización 3127, o antes de que sea purgada, el amoniaco 3109 puede ser eliminado al pasar la misma a través de un separador de amoniaco 3155. Por ejemplo, una cama empacada con absorbente de ácido sólido que atará inversamente al amoniaco, se puede usar, seguido por una desorción del amoniaco una vez que la cama está saturada; en algunas modalidades, al tener dos o más de estas unidades operando en paralelo, el proceso puede oscilar entre el ciclo de absorción y el ciclo de desorción, eliminando asi continuamente el amoniaco de la corriente. En adición, el agua 3110 que es separada del hidrocarbono 3108 y la corriente de gas en el tanque 3153, pueden contener algo de amoniaco, el cual se separa del agua, por ejemplo, al incrementar su temperatura utilizando vapor en in intercambiador de calor sensible 3157 y luego enviando la corriente de vuelta al tanque 3156 (ej . , tanque de destello) , permitiendo que el amoniaco 3109 sea recuperado en la fase de vapor, mientras que el agua libre de amoniaco se recupera en su fase liquida. Alternativamente, un separador de vapor puede también usarse para separar el amoniaco del agua.

La Figura 34 muestra un diagrama de bloque de una modalidad de un sistema 3200 para un proceso que convierte directamente las sales de carboxilato de amonio en hidrocarbonos, lo cual corresponde a una de las rutas mostradas en la Figura IB. En la modalidad ilustrada, la biomasa 3270 es opcionalmente pretratada a 3280 para mejorar la biodegradabilidad (ej., usando, pero no limitado a, pretratamiento de cal descrito en, pero no limitado a, las Patentes Estadounidenses Nos. 5,693,296 y 5,865,898, y la Solicitud de Patente Estadounidense No. 60/423,288 y 60/985.059). Subsecuentemente, la biomasa pretratada 3270 es directamente fermentada a 3282 para las sales de carboxilato de amonio 3202 (ej . , como se describe en, pero no se limita a, las Solicitudes de Patente Estadounidenses Nos. 11/298,983 y 11/456,653). Las sales de carboxilato de amonio resultantes 3202 son deshidratadas en una unidad de deshidratación 3284. Como resultado, las sales de carboxilato se concentran (ej . , usando procesos o sistemas descritos en, pero no limitados a, las Patentes Estadounidenses Nos. 5,986,133, 7,251,944 y 7,328,591 y la Solicitud de Patente Estadounidense No. 60/985,059). Las sales de carboxilato de amonio 3202 pueden ser convertidas directamente en hidrocarbonos 3208 y alcoholes 3206, en una manera similar a los procesos descritos en las Figuras 29-33. Sin embargo, en esta modalidad, los gases 3229 que salen del reactor de oligomerización 3226 son dirigidos al termentador 3282, después de la separación de hidrocarbonos 3208 y el agua 3231 en el tanque 3251. En el fermentador 3282, las especies biológicamente reactivas (ej . , hidrógeno y monóxido de carbono) y las especies tamponadoras (ej . , el amoniaco) se convierten en sales de carboxilato de amonio 3202. Los gases energéticos 3230' (e . , hidrógeno y/o metano) , que salen del fermentador 3282, se separan del dióxido de carbono en el gas de salida del fermentador 3230 usando métodos estándares (ej., adsorción de aminas, membranas, criogénicos) . Los gases energéticos 3230' son enviados a un reformador 3223 para producir hidrógeno para el productor de alcohol 3221. El amoniaco 3209 recuperado del agua que sale de la reacción de oligomerización 3226 (ej., usando un tanque 3256) y del productor de alcohol 3221, es enviado de vuelta al fermentador 3282, mediante una cama empacada 3258, en donde contacta el dióxido de carbono del separador 3225. Esto produce bicarbonato de amonio, lo que permite un control más fácil del pH en el fermentador 3282. Mostrado en lineas punteadas, puede desearse eliminar el amoniaco presente en la corriente de gas 3229 que se genera del reactor de oligomerización 3226 (ej., para permitir un mejor control del pH en la fermentación) ; por lo tanto, un separador de amoniaco 3255 (ej . , camas empacadas con un absorbente de ácido sólido) puede emplearse. El amoniaco 3209' recuperado de este gas, une al amoniaco 3209 del agua 3231 que sale del reactor de oligomerización 3255 con el amoniaco 3209' ' del reactor de alcohol 3221, y es enviado a la cama empacada 3258' para convertirse en bicarbonato de amonio para controlar el pH en la fermentación. El agua 3210 que sale del reactor de oligomerización 3226 puede usarse en el reformador 3223 después de que el amoniaco 3209 ha sido removido del mismo.

La Figura 35 muestra un sistema 3300 que convierte directamente las sales de carboxilato de amonio en hidrocarbonos, lo que corresponde a una de las rutas mostradas en la Figura IB, de acuerdo con una modalidad. Esta modalidad modifica el sistema 3200 al incorporar los mecanismos de producción de alcohol (ej . , hidrogenización) y oligomerización en un solo reactor 3327, con tanto las sales de carboxilato de amonio y el hidrógeno alimentándose a este reactor.

Las Figuras 36 a 42 muestran los sistemas 3400-4000 para la conversión directa de sales de carboxilato de amonio en hidrocarbonos, de acuerdo con diversas modalidades. Los sistemas 3400-4000 modifican los sistemas 2700-3300 de las Figuras 29-35, al remover y recuperar el amoniaco de la corriente de carboxilato de amonio antes de entrar a la unidad de oligomerización. Para eliminar el amoniaco de la corriente de gas, se puede emplear un separador de amoniaco 3455/3555/3655/3755/3855/3955/4055. Por ejemplo, una cama empacada con absorbente de ácido sólido puede usarse para unir el amoniaco inversamente. Entonces, una vez que la cama es saturada, el amoniaco se desorbe. En algunas modalidades, al tener dos o más de estas unidades operando en paralelo, el proceso puede oscilar del ciclo de absorción al de desorción, eliminando asi continuamente el amoniaco de la corriente.

Los reactores de esterificación, hidrogenólisis y oligomerización son exotérmicos; por lo tanto, es posible que se pueda utilizar algo de refigeración auxiliar en algunas o todas las configuraciones anteriores. En todos los casos, en un reactor dado, es posible que la reacción estará incompleta o que se producirán subproductos. En estos casos, el reactivo no reaccionado o los subproductos, pueden serparase de otro más procesado.

Características .

Ciertas modadlidades pueden incluir algunas, ninguna, o todas las siguientes caracterisiticas . La reacción de una olefina con un ácido carboxilico para formar un áster es irreversible, por lo tanto la reacción entra en altas conversiones fácilmente. En contraste, la reacción de un ácido carboxilico con un alcohol para formar un éster (la tecnología más estándar) es reversible. Requiere que los productos de éster sean eliminados durante la reacción para llevar a la reacción a su complementación, lo cual es difícil .

La deshidratación de alcohol es reversible, pero se hace más operable al operar a bajas presiones. La reducción de presión se logra con un expansor, lo cual recupera energía para su uso durante la recompresión .de los gases que salen del reactor de deshidratación.

La capacidad del catalizador de esterificación para también hidrogenolizar los esteres formados de la reacción de la olefina y los ácidos carboxílicos evita gastos para la implementación de una unidad separada para hidrogenilización, ya que los ácidos carboxílicos, la olefina y el hidrógeno, pueden alimentarse directamente en el mismo reactor para producir alcoholes.

La conversión directa de cetonas o ácidos carboxílicos o sales de carboxilato de amonio en hidrocarbonos (Figuras 18-24 y 27-35) reduce los requerimientos de hidrógeno a comparación de la conversión de cetonas, ácidos carboxílicos o sales de carboxilato de amonio en alcoholes primero y después en hidrocarbonos (Figuras 6-17). La combinación de estos dos pasos (conversión directa de cetona/ácido carboxílico ácido/carboxilato de amonio más conversión de alcohol), permite que el proceso se "sintonice" para empatar la disponibilidad de hidrógeno. Si el hidrógeno está fácilmente disponible, entonces se favorece la ruta del alcohol. Si el hidrógeno escasea, entonces la ruta directa de cetona/ácido carboxilico/carboxilato de amonio se favorece.

La capacidad de los catalizadores de oligomerización para también hidrogenar la alimentación evita gastos por la implementación de una unidad separada para la producción de alcoholes, ya que las cetonas, ácidos carboxilicos y/o las sales de carboxilato de amonio pueden ser directamente alimentadas con el hidrógeno disponible en el mismo reactor para producir hidrocarbonos .

Los procesos que se integran con la fermentación (Figuras 24 y 27-28 y Figuras 34-35) reducen las cargas en los separadores y reformadores, debido a que los gases biológicamente reactivos y el amoniaco, se convierten en sales de carboxilato y no tienen que ser separados antes de ser enviados al reformador o convertidos en hidrógeno en el reformador .

EJEMPLOS La siguiente sección proporciona mayores detalles en relación con los ejemplos de varias modalidades.

EJEMPLO 1: Isopropanol A Hidrocarbonos (S1/A130) .

Materiales y Métodos: Se vaporizó isopropanol liquido y después se añadió al reactor operado utilizando las condiciones mostradas en la Tabla 1.1. El producto que salió del reactor se separó en dos fracciones: liquido y gas. La masa total de cada producto se midió y la composición de determinó mediante cromatografía de gas / espectroscopia de masa (GC/MS por sus siglas en inglés) .

Resultados: La Tabla 1.2 muestra la distribución del producto. Del producto total, la fracción líquida (gasolina) fue del 68.89% y los gases fueron 31.13%. La Tabla 1.3 muestra las clases de productos en la fracción líquida .

Tabla 1.1: Condiciones de Reacción del E emplo 1 - Reactor Isopropanol-a-Hidrocarbono Velocidad de Flujo de 10 mL Líquido/h Isopropanol Masa del Catalizador 6 g Velocidad Espacial de Peso 1.31 g reactivo/ (g por Hora ( HSV por sus catalizador h) siglas en inglés) Temperatura (Máx.) 325°C Presión 1 atm (abs) Catalizador H-ZSM-5 (SÍ/A130) Tabla 1. 3 : Distribución de Hidrocarbonos en la Fracción del Liquido (Gasolina) (%peso) Parafina Olefinas Compuestos Nafteños Nafteños Aromáticos Isoméricos Olefinicos 4.502 4.601 17.872 27.679 3.91 39.234 EJEMPLO 2: Isopropanol a Hidrocarbonos (Si/Al 280) Materiales y Métodos: El isopropanol liquido se vaporixó y añadió al reactor usando las condiciones mostradas en la Tabla 2.1. El producto que salió del reactor se separó en dos fracciones: liquida y gaseosa. La masa total de cada producto se midió y la composición se determinó mediante cromatografía de gas/espectroscopia de masa (GC/MS) .

Resultados: La Tabla 2.2. muestra la distribución del producto. Del producto total, la fracción líquida (gasolina) fue de 63.23% y los gases fueron de 36.77%. La Tabla 2.3 muestra las clases de productos en la fracción líquida. Las Tablas 1.3 y 2.3 reportan condiciones idénticas, a excepción del catalizador (H-ZSM-5 Si/Al 280 versus Si/Al 30) . La distribución del producto es similar; sin embargo, SÍ/A1280 tiene menos coque y más parafinas en el producto, lo que es importante para un buen combustible. La Figura 43 ilustra la distribución de la fase líquida del producto como una función del tipo de hidrocarbonos y número de carbonos de oligomerizacion de isopropanol sobre zeolita H-ZSM-5 (proporción Si/Al 280) .

Tabla 2.1: Condiciones de Reacción del Ejemplo 2 - Reactor Isopropanol-a-Hidrocarbono Velocidad de Flujo de 10 mL Liquido/h Isopropanol Masa del Catalizador 6g Velocidad Espacial de Peso 1.31 g reactivo/ (g por Hora (WHSV por sus catalizador h) siglas en inglés) Temperatura (Máx. ) 330°C Presión 1 atm (abs) Catalizador H-ZSM-5 (SÍ/A130) Tabla 2.2: Distribución del Producto (%peso) Gas Liquido CH4 0.00% C5s 13.17% co2 0.00% C6s 16.01% C2H4 1.09% C7s 6.98% C2H6 0.00% C8s 14.95% C3H6 3.13% C9s 6.36% C3H8 6.50% ClOs 4.46% CO 0.33% C11+ 1.30% C4s 25.72% Total 63.23% Total 36.77% EJEMPLO 3: Acetona a Hidrocarbonos (Si/Al 30) Materiales y Métodos: Se vaporizó acetona liquida y se añadió al reactor operado usando las condiciones mostradas en la Tabla 3.1. El producto que salió del reactor se separó en dos fracciones: liquida y gaseosa. La masa total de cada producto se midió y la composición se determinó mediante cromatografía de gas / espectroscopia de masa (GC/MS) .

Resultados: La Tabla 3.2 muestra la distribución del producto. Del producto total, la fracción líquida (gasolina) fue del 67.16% y los gases fueron del 32.86%. La Tabla 3.3 muestra las clases de productos en la fracción líquida. La Figura 44 ilustra la distribución del producto en fase líquida como una función de tipo de hidrocarbonos y número de carbonos para la oligomerización de la acetona sobre zeolita H-ZS -5 (Proporción Si/Al 30) . Bajo estas condiciones, la reacción no se completó; sin embargo, otras condiciones han mostrado que la conversión casi completa es posible (ver Ejemplo 5) .

Tabla 3.2: Distribución del Producto (%peso) Gas Liquido CH4 0.22% C5s 0.92% C02 1.62% Acetona 8.06% C2H4 2.76% C6s 8.58% C2H6 0.04% C7s 6.52% C3H6 1.19% C8s 18.13% C3H8 1.40% C9s 1 .01% CO 0.43% ClOs 6.41% C4s 25.20% C11+ 4.53% Total 32.86% Total 67.16% EJEMPLO 4: Acetona a Hidrocarbonos (Si/al 280) Materiales y Métodos: Se vaporizó acetona líquida y se añadió al reactor operado usando las condiciones mostradas en la Tabla 4.1. El producto que salió del reactor se separó en dos fracciones: líquida y gaseosa. La masa total de cada producto se midió y la composición se determinó mediante cromatografía de gas / espectroscopia de masa (GC/MS) .

Resultados: La Tabla 4.2 muestra la distribución del producto. Del producto total, la fracción líquida (gasolina) fue del 74.03% y los gases fueron del 25.97%. La Tabla 4.3 muestra las clases de productos en la fracción liquida. Las Tablas 3.3 y 4.3 reportan condiciones idénticas, a excepción del catalizador. El catalizador Si/Al 30 es más acidico que el catalizador Si/Al 280. El catalizador Si/Al 280 produjo más oxigenatos y naftenos, y menos aromáticos. La Figura 45 ilustra la distribución del producto en fase liquida como una función de tipo de hidrocarbonos y número de carbonos para la oligomerización de la acetona sobre zeolita H-ZSM-5 (Proporción Si/Al 30) . Bajo estas condiciones, la reacción no se completó; sin embargo, otras condiciones han mostrado que la conversión casi completa es posible (ver Ejemplo 5) .

Tabla 4.1: Condiciones de Reacción del E emplo 4 - Reactor Acetona-a-Hidrocarbono Velocidad de Flujo de 10 mL Liquido/h Acetona Masa del Catalizador 6g Velocidad Espacial de Peso 1.31 g reactivo/ (g por Hora (WHSV por sus catalizador h) siglas en inglés) Presión 1 atm (abs) Temperatura (Máx.) 330°C Catalizador H-ZSM-5 (Si/Al 280) Tabla 4.2: Distribución del Producto (%peso) Gas Liquido CH4 0.15% C5s 0.40% C02 0.74% Acetona 23.33% C2H4 1.19% C6s 11.54% C2H6 0.00% C7s 5.95% C3H6 2.27% C8s 8.16% C3H8 0.31% C9s 13.88% co 0.05% ClOs 6.85% C4s 21.26% C11+ 3.92% Total 28.97% Total 74.03% EJEMPLO 5: Acetona a Hidrocarbonos (Si/al 280) Materiales y Mé odos: Se vaporizó acetona líquida y se añadió al reactor operado usando las condiciones mostradas en la Tabla 5.1. El producto que salió del reactor se separó en dos fracciones: líquida y gaseosa. La masa total de cada producto se midió y la composición se determinó mediante cromatografía de gas / espectroscopia de masa (GC/MS) .

Resultados: La Tabla 5.2 muestra la distribución del producto. Del producto total, la fracción líquida (gasolina) fue del 86.16% y los gases fueron del 13.82%. La Tabla 5.3 muestra las clases de productos en la fracción líquida. Las Tablas 4.3 y 5.3 reportan condiciones idénticas, a excepción de la temperatura. La temperatura más alta reduce los oxigenados y los naftenos, e incrementa los aromáticos. La Figura 46 ilustra la distribución del producto en fase líquida como una función de tipo de hidrocarbonos y número de carbonos para la oligomerización de la acetona sobre zeolita H-ZSM-5 (Proporción Si/Al 280). En este ejemplo, la reacción casi se completó.

Tabla 5.1: Condiciones de Reacción del Ejemplo 5 - Reactor Acetona-a-Hidrocarbono Rango de Flujo de Acetona 10 mL Líquido/h Masa del Catalizador 6g Velocidad Espacial de Peso 1.31 g reactivo/ (g por Hora (WHSV por sus catalizador h) siglas en inglés) Presión 1 atm (abs) Temperatura (Máx. ) 400°C Catalizador H-ZS -5 (Si/Al 280) Tabla 5.3: Distribución de Hidrocarbonos en la Fracción del Liquido (Gasolina) (%peso) 0 01 0) 01 01 O) •o w 0 0 0 0 0 ¦H ti ¾ w ¦P 0 0) 0) 0 0 U ti id id 01 •H 0 0 ¦H •ri 0 •H ti tí F tí tí tí -P tí F •H 3 F F >H o id 0> <H ¦H F a 9· ß ¦P ¦P (H 0 ? ? F I u 0 0) id X H o o> id id H H F O O u ¦H ¡z¡ g O Q 0.548 4.583 2.26 1.083 3.772 4.359 68.983 1.255 EJEMPLO 6: Acetona e Hidrógeno a Hidrocarbonos (Si/Al 280) Materiales y Métodos: Se vaporizó acetona líquida y se añadió al reactor operado usando las condiciones mostradas en la Tabla 6.1. El producto que salió del reactor se separó en dos fracciones: líquida y gaseosa. La masa total de cada producto se midió y la composición se determinó mediante cromatografía de gas / espectroscopia de masa (GC/MS) .

Resultados: La Tabla 6.2 muestra la distribución del producto. Del producto total, la fracción líquida (gasolina) fue del 80.63% y los gases fueron del 19.38%. La conversión por paso del hidrógeno fue de 44.25%. La Tabla 6.3 muestra las clases de productos en la fracción líquida. Las Tablas 5.3 y 6.3 reportan condiciones idénticas, a excepción de la presencia de hidrógeno, la cual incrementa los aromáticos. La Figura 47 ilustra la distribución del producto en fase líquida como una función de tipo de hidrocarbonos y número de carbonos para la oligomerización de la acetona sobre zeolita H-ZSM-5 (Proporción Si/Al 280). En este ejemplo, la reacción casi se completó.

Tabla 6.2: Distribución del Producto (%peso) Gas Liquido CH4 0.14% C5s 0.84% C02 2.72% Acetona 4.05% C2H4 2.31% C6s 11.54% C2H.6 0.00% C7s 15.81% C3H6 2.56% C8s 18.71% C3Hg 1.00% C9s 11.39% CO 0.41% ClOs 9.79% C4s 10.24% C11+ 8.50% Total 19.38% Total 80.63% Tabla 6.3: Distribución de Hidrocarbonos en la Fracción del Liquido (Gasolina) (%]seso) 0 n 0) 01 0) m •o w 0 0 0 0 0 ¦rl id J 0) ? 10 0) ü u ü a id id 0) •rl O 0 ¦rl ¦rl 0 ¦H tí ti tí tí tí +> tí <H <D ¦rl ¡3 (1) 0) *H ^id 0 id <H & e +J •P <H s ? •rl F Éf 0 <H <H F 0 0) m a H O 01 id id H H F ¾ o o U •H s s O < Q 0 8.8688 3.103 0.295 4.853 3 209 11.83 1.582 EJEMPLO 7: Ácido Acético a Hidrocarbonos (Si/Al 280) Materiales y Métodos: Se vaporizó ácido acético liquido y se añadió al reactor operado usando las condiciones mostradas en la Tabla 7.1. El producto que salió del reactor se separó en dos fracciones: liquida y gaseosa. La masa total de cada producto se midió y la composición se determinó mediante cromatografía de gas / espectroscopia de masa (GC/MS) .

Resultados: La Tabla 7.2 muestra la distribución del producto. Del producto total, la fracción líquida (gasolina) fue del 49.77% y los gases fueron del 51.76%. La Figura 48 ilustra la distribución del producto en fase liquida como una función de tipo de hidrocarbonos y número de carbonos para la oligomerización del ácido acético sobre zeolita H-ZSM-5 (Proporción Si/Al 280) .

Tabla 7.2: Distribución del Producto (%peso) Gas Liquido CH4 0.13% Ácido Acético 29.53% C02 33.99% 2-Propanona 8.195% C2H4 0.23% Otros 4.02% oxigenados C2H6 0.00% Aromáticos 8.025% o2 0.00% Total 49.77% N2 0.00% H20 0.00% C3H6 0.66% C3H8 0.00% co 0.66% C4s 16.09% Total 51.76% EJEMPLO 8 : Ácido Acético e Hidrógeno a Hidrocarbonos (Si/Al 280) Materiales y Métodos: Se añadieron hidrógeno y ácido acético vaporizado al reactor operado usando las condiciones mostradas en la Tabla 8.1. El producto que salió del reactor se separó en dos fracciones: liquida y gaseosa. La masa total de cada producto se midió y la composición se determinó mediante cromatografía de gas / espectroscopia de masa (GC/MS) .

Resultados: La Tabla 8.2 muestra la distribución del producto. Del producto total, la fracción líquida (gasolina) fue del 47.59% y los gases fueron del 52.34%. La conversión de hidrógeno fue del 19.17%. La Figura 49 ilustra la distribución del producto en fase líquida para la oligomerización del ácido acético y el hidrógeno sobre zeolita H-ZSM-5 (proporción Si/Al 280) En este ejemplo, una porción sustancial del ácido acético no fue reaccionada, por lo que es necesario un mayor tiempo de residencia.

Tabla 8.2: Distribución del Producto (%peso) Gas Liquido CH4 0.24% Ácido Acético 40.48% C02 30.52% 2-Propanona 4.90% C2H4 0.00% Otros 0.90% oxigenados C2H6 0.00% Aromáticos 1.31% C3H6 3.17% Total 47.59 C3H8 0.00% CO 0.37% Isobutano 0.00% Butano 18.04% Isobutileno 0.00% 1-Buteno 0.00% Total 52.34 EJEMPLO 9: Acetato de Amonio a Hidrocarbonos (Si/Al 280) Materiales y Métodos: Se vaporizó una solución acuosa de 20% de amonio y se añadió al reactor operado usando las condiciones mostradas en la Tabla 9.1. El producto que salió del reactor se separó en dos fracciones: liquida y gaseosa. La masa total de cada producto se midió y la composición se determinó mediante cromatografía de gas / espectroscopia de masa (GC/ S).

Resultados: La Tabla 9.2 muestra la distribución del producto. La Figura 50 ilustra la distribución del producto en fase líquida para la oligomerización del acetato de amonio sobre zeolita H-ZSM-5 (proporción Si/Al 280). Los aromáticos son moléculas con 8 y 12 carbonos.

Tabla 8.1: Condiciones de Reacción del Ejemplo 9 - Reactor Acetato-de-Amonio -a-Hidrocarbono Solución de Acetato de 50 ml/h Amonio Concentración de Acetato de 20% (w/w) Amonio Velocidad de Adición de 10 g/h Acetato de Amonio Masa del catalizador 6 g Velocidad Espacial de Peso 1.66 g reactivo/ (g por Hora (WHSV por sus catalizador h) siglas en inglés) Temperatura (Máx.) 400°C Presión 1 atm (abs) Catalizador H-ZSM-5 (Si/Al 280) Tabla 9.2: Compuestos Dominantes en la Fase Liquida Acetonitrilo 42.70 Ácido acético 21.29 Acetona 16.80 Total 80.79 Mientras que se han descrito y mostrado modalidades preferidas de la invención, sus modificaciones pueden hacerse por una persona con conocimiento en la manteria sin alejarse del espíritu y enseñanzas de la invención. Las modalidades aquí descritas son ejemplares únicamente, y no pretenden ser limitativas. Muchas variaciones y modificaciones de la invención aquí divulgada son posibles y se encuentran- dentro del alcance de la invención. En donde rangos numéricos o limitaciones están expresamente citadas, dichos rangos de expresión o limitaciones deberán ser entendidos como que incluyen intervalos iterativos o limitaciones de magnitud similar, cayendo dentro de los rangos o limitaciones expresamente citadas (ej., de alrededor de 1 a alrededor de 10 incluye, 2, 3, 4, etc.; mayor a 0.10 incluye 0.11, 0.12, 0.13, y así en adelante) . El uso del término "opcionalmente" con respecto a cualquier elemento de una reivindicación, pretende significar que el elemento sujeto es requerido, o alternativamente, no es requerido. Ambas alternativas pretenden estar dentro del alcance de la reivindicación. El uso de términos más amplios tales como comprende, incluye, que tiene, etc., deberá entenderse como que proporciona apoyo para los términos más estrechos tales como que consiste de, que consiste esencialmente de, comprendido sustancialmente por, y similares.

Pueden hacerse modificaciones, adiciones u omisiones a los sistemas y aparatos aquí descritos sin dejar el alcance de la invención. Los componentes de los sistemas y aparatos pueden ser integrados o separados. Más aún, las operaciones para los sistemas y aparatos pueden ser llevados a cabo por más, menos u otros componentes. Los métodos pueden incluir más, menos u otros pasos. Adicionalmente, los pasos pueden llevarse a cabo en cualquier orden adecuado.

De conformidad, el alcance de la protección no está limitado por la descripción establecida arriba, pero sólo está limitado por las reivindicaciones que siguen, dicho alcance incluyendo todos los equivalentes de la materia de las reivindicaciones. Cada una y todas las reivindicaciones se incorpora en la descripción y son una adición a las modalidades preferidas de la presente invención. Las divulgaciones de todas las patentes, solicitudes de patente y publicaciones citadas en este documento se incorporan en el mismo mediante referencia, a la extensión que provean ejemplos, procedimientos u otros detalles suplementarios a aquellos aquí establecidos.

Claims

REIVINDICACIONES

1. Un método para producir alcoholes, hidrocarbonos , o ambos, a partir de la biomasa, el método comprendiendo : la conversión de la biomasa en un ácido carboxilico; la reacción del ácido carboxilico con una olefina para producir un éster; y la hidrogenolización del éster para producir alcohol .

2. El método de la reivindicación 1, en donde la reacción del ácido carboxilico con una olefina para producir un éster y la hidrogenolización del éster para producir un alcohol, son llevados a cabo en el mismo reactor .

3. El método de la reivindicación 2, en donde la reacción del ácido carboxilico con una olefina para producir un éster y la hidrogenolización del éster para producir un alcohol, son llevados a cabo con un catalizador .

El método de la reivindicación comprendiendo, además: la deshidratación de al menos una porción del alcohol para producir alimentación de olefina, al menos una porción de la alimentación de olefina proporciona la olefina que reacciona con el ácido carboxilico para producir el éster.

5. El método de la reivindicación 4, en donde la reacción del ácido carboxilico con una olefina para producir un éster y la hidrogenolización del éster para producir un alcohol, son llevados a cabo en el mismo reactor .

6. El método de la reivindicación 5, en donde la reacción del ácido carboxilico con una olefina para producir un éster y la hidrogenolización del éster para producir un alcohol, son llevados a · cabo con un catalizador .

7. El método de la reivindicación 4, comprendiendo, además: la oligomerización de al menos otra porción del alcohol para producir hidrocarbonos .

8. El método de la reivindicación 4, comprendiendo, además: la oligomerización de al menos otra porción de la olefina para producir hidrocarbonos.

9. El método de la reivindicación 1, comprendiendo, además: la oligomerización de al menos una porción del alcohol para producir una alimentación de olefina, al menos una porción de la alimentación de la olefina proporciona la olefina que reacciona con el ácido carboxilico para producir el éster.

10. El método de la reivindicación 1, comprendiendo, además: la oligomerización de al menos una porción del alcohol para producir hidrocarbonos.

11. El método de la reivindicación 10, en donde la reacción del ácido carboxilico con una olefina para producir un éster y la hidrogenolización del éster para producir un alcohol, son llevadas a cabo en el mismo reactor .

12. El método de la reivindicación 11 , en donde la reacción del ácido carboxilico con una olefina para producir un ster y la hidrogenolización del éster para producir un alcohol, son llevadas a cabo con un catalizador .

13. El método de la reivindicación 10, comprendiendo, además: la oligomerización de al menos una porción del alcohol para producir una alimentación de olefina, al menos una porción de la alimentación de la olefina proporciona la olefina que reacciona con el ácido carboxilico para producir el éster.

14. El método de la reivindicación 1, en donde la conversión de la biomasa en un ácido carboxilico comprende, además: la fermentación de la biomasa para arrojar un medio de fermentación liquido que comprende agua y sales de carboxilatos ; la deshidratación del medio de fermentación liquido para separar el agua de las sales de carboxilato; y la conversión de las sales de carboxilato en ácidos carboxilicos .

15. El método de la reivindicación 1, comprendiendo, además: la conversión del alcohol en un hidrocarbono.

16. El método de la reivindicación 15, en donde la reacción del ácido carboxilico con una olefina para producir un éster y la hidrogenolización del éster para producir un alcohol, son llevadas a cabo en el mismo reactor .

17. El método de la reivindicación 16, en donde la reacción del ácido carboxilico con una olefina para producir un éster y la hidrogenolización del éster para producir un alcohol, son llevados a cabo con un catalizador.

18. El método de la reivindicación 15, en donde la conversión del alcohol en un hidrocarbono comprende un proceso de oligomerización.

19. El método de la reivindicación 18, en donde a conversión del alcohol en un hidrocarbono comprende: la oligomerización de al menos una porción del lcohol para producir el hidrocarbono.

20. El método de la reivindicación 18, en donde a conversión del alcohol en un hidrocarbono comprende: la deshidratación de al menos una porción del alcohol para producir una alimentación de olefina; y la oligomerización de al menos una porción de la alimentación de olefina para producir el hidrocarbono .

21. Un método para producir hidrocarbonos a partir de la biomasa, el método comprendiendo: la conversión de al menos una porción de la biomasa en un ácido carboxilico, cetona o una sal de carboxilato de amonio; la reacción de al menos una porción del ácido carboxilico, una porción de la cetona, o una porción de la sal de carboxilato de amonio en un reactor de oligomerización como, al menos, parte de un proceso que produce un producto de oligomerización; y la separación de hidrocarbonos del producto de oligomerización .

22. El método de la reivindicación 21, comprendiendo, además: la conversión de otra porción del ácido carboxilico, otra porción de la cetona, u otra porción de la sal de carboxilato de amonio en alcohol; y la provisión de al menos una porción del alcohol al reactor de oligomerización para el proceso que produce el producto de oligomerizacion.

23. El método de la reivindicación 22, en donde la conversión de otra porción del ácido carboxilico en alcohol comprende: la reacción de la otra porción del ácido carboxilico con una olefina para producir un éster; y la hidrogenolización del éster para producir el alcohol .

24. El método de la reivindicación 22, en donde la reacción de al menos una porción del ácido carboxilico, una porción de la cetona, o la porción de la sal de carboxilato de amonio en el reactor de oligomerizacion como, al menos, parte del proceso que produce el producto de oligomerizacion, y la conversión de la otra porción del ácido carboxilico, la otra porción de la cetona o la otra porción de la sal de carboxilato de amonio a alcohol, se llevan a cabo en el reactor de oligomerizacion.

25. El método de la reivindicación 24, en donde la reacción de al menos una porción del ácido carboxilico, una porción de la cetona, o la porción de la sal de carboxilato de amonio en el reactor de oligomerizacion como, al menos, parte del proceso que produce el producto de oligomerización, y la conversión de la otra porción del ácido carboxilico, la otra porción de la cetona o la otra porción de la sal de carboxilato de amonio a alcohol, se llevan a cabo en el reactor de oligomerización.

26. El método de la reivindicación 22, comprendiendo, además: la separación de una corriente de reciclado del producto de oligomerización; el procesamiento de la corriente de reciclado en un reformador para producir hidrógeno; y la provisión de al menos una porción del hidrógeno producido para el proceso de la conversión de la otra porción del ácido carboxilico, la otra porción de la cetona, o la otra porción de la sal de carboxilato de amonio a alcohol.

27. El método de la reivindicación 26, en donde al menos una porción de la biomasa se convierte a la sal de carboxilato de amonio, el método comprendiendo, además: la separación del amoniaco de la corriente de reciclado antes de procesar la corriente de reciclado en un reformador para producir hidrógeno.

El método de la reivindicación comprendiendo, además: la separación de olefinas de la corriente de reciclado antes de procesar la corriente de reciclado en un reformador para producir hidrógeno; y la provisión de las olefinas al reactor de oligomerización para el proceso que produce el producto de oligomerización .

29. El método de la reivindicación 28, en donde al menos una porción de la biomasa se convierte en una sal de carboxilato de amonio, el método comprendiendo, además: la separación del amoniaco de la corriente de reciclado antes del procesamiento de la corriente de reciclado en un reformador para producir hidrógeno.

30. El método de la reivindicación 22, comprendiendo, además: la separación de una corriente de reciclado del producto de oligomerización; la separación de olefinas de la corriente de reciclado; y la provisión de olefinas al reactor de oligomerización para el proceso que produce el producto de oligomerización .

31. El método de la reivindicación 21, en donde al menos una porción de la biomasa se convierte en un ácido carboxilico .

32. El método de la reivindicación 31, en donde la conversión de al menos una porción de la biomasa en un ácido carboxilico comprende: la fermentación de la biomasa para producir una sal de carboxilato de calcio o una sal de carboxilato de amonio; y la conversión de la sal de carboxilato de calcio o la sal de carboxilato de amonio a ácido carboxilico usando un proceso de recuperación de ácidos.

33. El método de la reivindicación 21, en donde al menos una porción de la biomasa se convierte en cetona.

34. El método de la reivindicación 33, en donde la conversión de al menos una porción de la biomasa en una cetona comprende: la fermentación de la biomasa para producir una sal de carboxilato de calcio; y la conversión térmica de la sal de carboxilato de calcio en cetona.

35. El método de la reivindicación 33, en donde la conversión de al menos una porción de biomasa en una cetona comprende: la fermentación de la biomasa para producir una sal de carboxilato de calcio o una sal de carboxilato de amonio; la conversión de la sal de carboxilato de calcio o la sal de carboxilato de amonio en ácido carboxilico usando un proceso de recuperación de ácido, y la conversión catalítica del ácido carboxilico en cetona .

36. El método de la reivindicación 33, comprendiendo, además, la conversión de otra porción de la cetona en alcohol mediante la hidrogenación de la otra porción de la cetona.

37. El método de la reivindicación 21, en donde la conversión de la menos una porción de la biomasa en una cetona comprende: la fermentación de la biomasa para producir una sal de carboxilato de calcio; y la producción, de vapores de cetona y carbonato de calcio en un reactor de cetona operado con un gas de barrido .

38. El método de la reivindicación 37, en donde el gas de barrido es reactivo, condensable, o ambos.

39. El método de la reivindicación 38, en donde el gas de barrido comprende hidrógeno.

40. El método de la reivindicación 39, en donde el gas de barrido comprende vapor.

41. El método de la reivindicación 21, en donde menos una porción de la biomasa es convertida en la sal carboxilato de amonio.

42. El método de la reivindicación 41, comprendiendo, además, la conversión de otra porción de la sal de carboxilato de amonio en alcohol; y la provisión de alcohol al reactor de oligomerización para el proceso que produce el producto de oligomerización, en donde la conversión de la otra porción de la sal de carboxilato de amonio en alcohol comprende: la conversión de la otra porción de la sal de carboxilato de amonio en un segundo ácido carboxilico; la reacción del segundo ácido carboxilico con una olefina para producir un éster; y la hidrogenolización del éster para producir el alcohol .

43. El método de la reivindicación 41, comprendiendo, además: la separación del amoniaco de la sal de carboxilato de amonio antes de reaccionar la porción de la sal de carboxilato de amonio en el reactor de oligomerización, al menos, como parte del proceso que produce el producto de oligomerización.

44. El método de la reivindicación 21, en donde la conversión de al menos una porción de la biomasa en un ácido carboxilico, una cetona, o una sal de carboxilato de amonio comprende un proceso de fermentación en un termentador, el método comprendiendo, además: la separación de una corriente de reciclado gaseosa del producto de oligomerización; y la provisión de al menos una porción de la corriente de reciclado gaseosa en el termentador.

45. El método de la reivindicación 44, comprendiendo, además: la conversión de otra porción del ácido carboxilico, otra porción de la cetona, u otra porción de la sal de carboxilato de amonio en alcohol; y la provisición de alcohol al reactor de oligomerización .

46. El método de la reivindicación 45, en donde al menos una porción de la biomasa se convierte en un ácido carboxilico.

47. El método de la reivindicación 45, en donde al menos una porción de la biomasa se convierte en una cetona .

48. El método de la reivindicación 45, en donde al menos una porción de la biomasa se convierte en una sal de carboxilato de amonio.

49. El método de la reivindicación 48, comprendiendo, además: la separación del amoniaco de la corriente reciclado gaseosa antes de la provisión de al menos porción de la corriente de reciclado gaseosa termentador .

50. El método de la reivindicación 45, en donde la reacción de al menos una de la porción del ácido carboxílico, la porción de la cetona, o la porción de la sal de carboxilato de amonio en el reactor de oligomerización como, al menos, parte del proceso que produce el producto de oligomerización y la conversión de la otra porción del ácido carboxílico, la otra porción de la cetona, o la otra porción de la sal de carboxilato de amonio en alcohol, se llevan a cabo en el reactor de oligomerización .

51. El método de la reivindicación 50, en donde la reacción de al menos una de la porción del ácido carboxílico, la porción de la cetona, o la porción de la sal de carboxilato de amonio en el reactor de oligomerización como, al menos, parte del proceso que produce el producto de oligomerización y la conversión de la otra porción del ácido carboxílico, la otra porción de la cetona, o la otra porción de la sal de carboxilato de amonio en alcohol, se llevan a cabo con un catalizador.

52. El método de la reivindicación 45, comprendiendo, además: la separación de los gases de fermentación que salen del termentador; el procesamiento de los gases de fermentación en un reformador para producir hidrógeno; y la provisión de al menos una porción hidrógeno producido para el proceso de la conversión de otra porción del ácido carboxilico, la otra porción de cetona, o la otra porción de la sal de carboxilato amonio en alcohol.