MXPA02009292A - Proceso de hidroprocesamiento. - Google Patents

Abstract

Un proceso para hidroprocesar una alimentacion de hidrocarburo con una velocidad conocida de flujo de gas que contiene hidrogeno y un volumen de catalizador, incluye los pasos de proporcionar una alimentacion de hidrocarburo que tiene una caracteristica inicial; alimentar la alimentacion de hidrocarburo y una primera porcion del gas que contiene hidrogeno en una forma de co-corriente a una primera zona de hidroprocesamiento que contiene una primera porcion del catalizador para proporcionar un primer producto de hidrocarburo; proporcionar una zona adicional de hidroprocesamiento que contiene el resto del catalizador; alimentar el primer producto de hidrocarburo en forma de co-corriente con el resto del gas que contiene hidrogeno a la zona adicional de hidroprocesamiento para proporcionar un producto final de hidrocarburo que tiene una caracteristica final que se mejora en comparacion a la caracteristica inicial, en donde la primera porcion de gas que contiene hidrogeno esta entre aproximadamente 30 y aproximadamente 80 % en volumen de la velocidad conocida de flujo del gas que contiene hidrogeno, y la primera porcion del catalizador esta entre aproximadamente 30 y aproximadamente 70 % en peso del volumen de catalizador.

Description

PROCESO DE HIDROPROCESAMIENTO Antecedentes de la Invención La invención se refiere a un proceso de hidroprocesamiento profundo y de manera más particular, a un proceso para remover de manera ventajosa cantidades sustanciales de contaminante tal como azufre de materiales de alimentación de hidrocarburos. Un problema persistente en la técnica de la refinación de petróleo es alcanzar niveles aceptablemente bajos de contenido de azufre y otros contaminantes. Una gran porción de las -reservas de hidrocarburos del mundo contiene azufre y la remoción de este azufre es crítica a fin de proporcionar combustibles aceptables. Las agencias gubernamentales están actualmente formulando nuevas regulaciones que requerirán que el contenido de azufre en los combustibles sea sustancialmente menor que en la práctica actual. Se espera que estas regulaciones requerirán un contenido de azufre de menos de 15 ppm. Se han intentado varios procesos para el uso en la remoción de azufre, uno de los cuales es hidrodesulfuriza ión, en donde se expone un flujo de hidrógeno al material de alimentación en la presencia de un catalizador adecuado de modo que los compuestos de azufre reaccionen para producir un producto volátil, tal como sulfuro de hidrógeno. Estos procesos proporcionan reducción sustancial en el contenido de azufre en la alimentación. Sin embargo, las instalaciones existentes no proporcionan fácilmente la reducción del contenido de. azufre a los niveles deseados. Los métodos conocidos de hidrodesulfurización incluyen procesos de co-corriente, en donde se alimentan hidrógeno y una alimentación de hidrocarburo a través de un reactor o zona en la misma dirección, y procesos de contracorriente en donde se alimenta hidrocarburo en una dirección y se alimenta gas en la otra dirección. Los procesos conocidos de co-corriente no proporcionan niveles aceptables de remoción de azufre para volúmenes aceptables de catalizador, y los procesos de contracorriente experimentan típicamente dificultad en la inundación del reactor que se presenta cuando la cantidad deseada de flujo de gas ai reactor impide el flujo del hidrocarburo en la dirección contraria. La reducción del flujo de gas para afrontar la inundación reduce la efectividad de los procesos de hidrodesulfurización de contracorriente . Otro problema potencial con los procesos de contracorriente es que los procesos de contracorriente adiabáticos pueden operar a temperaturas mucho mayores que los procesos adiabáticos de co-corriente, y esta temperatura es perjudicial a la hidrodes lfurización y otros catalizadores usados en el proceso. En base a lo anterior, es claro que permanece una necesidad de un proceso ventajoso para la remoción de azufre a niveles que cumplirán con las regulaciones esperadas de hidrocarburos para el uso como combustibles. Por lo tanto, es el objeto principal de la presente invención proporcionar un proceso por el que se reduzca de manera ventajosa el contenido de azufre a menos de o igual a aproximadamente 10 ppm. Es un objeto adicional de la presente invención proporcionar un proceso que se puede llevar a cabo sin incrementar de forma sustancial el tamaño del equipo y el espacio ocupado por el mismo en los sistemas actuales de hidrodesulfuri zación . Es otro objeto de la presente invención proporcionar un sistema de hidrodesulfurización que logre los objetivos anteriores. Es aun otro objeto de la presente invención proporcionar un esquema simple de procesamiento que mejore la remoción de azufre en comparación a los procesos convencionales . Otros objetos y ventajas de la presente invención serán evidentes de forma posterior.

Breve Descripción de la Invención De acuerdo con la presente invención, los objetos y ventajas anteriores se han logrado fácilmente. De acuerdo con la invención, se proporciona un proceso para hidroprocesar un material de alimentación de hidrocarburo con una velocidad de flujo conocida de gas que contiene hidrógeno y un volumen de catalizador, proceso que comprende los pasos de proporcionar una alimentación de hidrocarburo que tiene una característica inicial ; alimentar la alimentación de hidrocarburo y una primera porción del gas que contiene hidrógeno de una forma en co-corriente a una primera zona de hidroprocesamiento que contiene una primera porción de catalizador para proporcionar un primer producto de hidrocarburo ; proporcionar una zona de hidroprocesamiento adicional que contiene el resto del catalizador; alimentar el primer producto de hidrocarburo de una forma en co-corriente con el resto del gas que contiene hidrógeno a la zona adicional de hidroprocesamiento para proporcionar un producto de hidrocarburo final que tiene una característica final que se mejora en comparación a la característica inicial, en donde la primera porción del gas que contiene hidrógeno esta entre aproximadamente 30 y aproximadamente 80 % en volumen de la velocidad de flujo conocida del gas que contiene hidrógeno, y la primera porción del catalizador esta entre aproximadamente 30 y aproximadamente 70 % en peso del volumen del catalizador. Aun además de acuerdo con la invención, se proporciona un sistema para hidroprocesar una alimentación de hidrocarburo con una velocidad de flujo conocida de gas que contiene hidrógeno y un volumen de catalizador de hídroprocesamíento , sistema que comprende una primera zona de hidroprocesamiento que contiene una primera porción del catalizador de hidroprocesamiento y que tiene una entrada para recibir en una forma de co-corriente una alimentación de . hidrocarburo y una primera porción de la velocidad de flujo conocida del gas que contiene hidrógeno; y una zona adicional de hidroprocesamiento que contiene el resto del catalizador de hidroprocesamiento y que tiene una entrada para recibir en co-corriente un producto de hidrocarburo de la primera zona de hidroprocesamiento y el resto del gas que contiene hidrógeno, en donde la primera porción del catalizador de hidroprocesamiento esta entre aproximadamente 30 y aproximadamente 70 % en peso del volumen del catalizador de hidroprocesamiento. El proceso y sistema de la presente invención son particularmente bien adecuados para el uso en el tratamiento de Diesel, gasóleo y otros materiales de alimentación destilados para reducir el contenido de azufre y también para el uso en el tratamiento de nafta y materiales de alimentación similares, y proporcionar excelentes resultados en comparación a los procesos convencionales que usan una zona individual de reactor.

Breve Descripción de los Dibujos A continuación se da una descripción detallada de las modalidades preferidas de la presente invención, con referencia a los dibujos anexos, en donde: la Figura 1 ilustra esquemáticamente un proceso y sistema de acuerdo con la presente invención; la Figura 2 ilustra esquemáticamente una modalidad alternativa del proceso y sistema de acuerdo con la presente invención,- la Figura 3 ilustra la temperatura de un proceso como una función de la longitud del reactor para los procesos de co-corriente y contra-corriente así como el proceso de la presente invención; la Figura 4 ilustra la relación del contenido de azufre y el volumen relativo del reactor para un proceso de acuerdo a la presente invención y un proceso globalmente de contracorriente ; la Figura 5 ilustra el contenido de azufre como una función del volumen relativo del reactor para los procesos de acuerdo a la presente invención con y sin recirculación de separador frío; la Figura 6 ilustra relación entre el contenido de azufre de salida y volumen relativo del reactor para un proceso de acuerdo a la presente invención, un proceso puro de co-corriente, y un proceso de purificación de inter-etapas de dos reactores; la Figura 7 ilustra la relación entre el contenido de azufre de salida y el volumen relativo del reactor para un proceso de acuerdo a la presente invención y para un proceso que tiene diferente relación de distribución de hidrógeno; la Figura 8 ilustra la relación entre el contenido de azufre de salida y el volumen relativo del reactor para un proceso de acuerdo a la presente invención y para un proceso que tiene una distribución inversa de catalizador entre la primera y segunda etapas; la Figura 9 ilustra la relación entre la longitud sin dimensiones del reactor y la presión parcial de hidrógeno para un proceso de acuerdo a la presente invención y un proceso puro de co-corriente ; la Figura 10 ilustra la relación entre la longitud sin dimensiones del reactor y la temperatura del reactor para un proceso de acuerdo a la presente invención así como procesos puros de co-corriente y puros de contracorriente ; la Figura 11 ilustra la relación entre contenidos de azufre de salida y el volumen relativo del reactor para un proceso de acuerdo a la presente invención así como proceso puro de co-corriente y puro de contracorriente; la Figura 12 ilustra esquemáticamente un proceso y sistema de acuerdo con una modalidad adicional de la presente invención; la Figura 13 ilustra esquemáticamen e una modalidad alternativa de la presente invención similar a la Figura 12 ; la Figura 14 ilustra prácticamente el contenido de azufre en el producto final como una función del porcentaje del volumen total de catalizador colocado en el primer reactor ; la Figura 15 ilustra gráficamente el contenido de azufre del producto final como una función del porcentaje de la alimentación total de gas que contiene hidrógeno a un primer reactor; la Figura 16 ilustra gráficamente el contenido de azufre en el producto final como una función del volumen total del reactor para un sistema de reactores múltiples y método de acuerdo con la presente invención y un sistema convencional de reactor individual ; la Figura 17 ilustra gráficamente el contenido final de azufre como una función de la velocidad espacial (LHSV) para un sistema y método de acuerdo con la presente invención; y la Figura 18 ilustra gráficamente el contenido final de azufre como una función de LHSV, para un sistema de 3 -reactores de acuerdo con la presente invención.

Descripción Detallada De acuerdo con la presente invención, se proporcionan un proceso y sistema de hidroprocesamiento para la remoción de contaminantes, especialmente de azufre de una alimentación de hidrocarburo tal como Diesel, gasóleo, nafta y similares. Un aspecto particularmente ventajoso de la presente invención es la hidrodesulfurización y la siguiente descripción detallada se da en cuanto a un proceso de hidrodesulfurización. El proceso y sistema de la presente invención permiten de manera ventajosa la reducción del contenido de azufre a menos de o igual a aproximadamente 50 wppm, de manera más preferente a menos de o igual a 10 wppm, que se espera que satisfaga las regulaciones actualmente propuestas por varias agencias gubernamentales, sin requerir gasto sustancial por nuevo equipo, reactores adicionales y similares.

De acuerdo con un aspecto de la presente invención, se proporciona un proceso que combina un reactor de hidrodesulfurización, individual, operado en co-corriente con una segunda etapa que incluye una pluralidad de reactores de hidrodesulfurización para obtener un resultado deseado. Como se analizará adicionalmente de forma posterior, la segunda etapa incluye una pluralidad de reactores adicionales de hidrodesulfuri zación, o zonas, y se opera en un modo globalmente en contracorriente, a un localmente en co- corriente . Esto significa que cuando se considera en base a la totalidad de reactores, el hidrocarburo y el gas que contiene hidrógeno se alimentan en direcciones opuestas. Sin embargo, cada reactor o zonas se acopla para hacer fluir el hidrocarburo y el gas que contiene hidrógeno en una dirección de co-corriente dentro de ese reactor, proporcionando de este modo los beneficios del flujo globalmente de contracorriente, en tanto que evita los problemas de inundación que se podían experimentar con el flujo de contracorriente local a través de un reactor o zona. Los reactores dentro de la segunda etapa se arreglan tal que el material de alimentación de hidrocarburo viaje desde un primer reactor a un último final reactor, y la faz de gas de hidrógeno viaje desde el último reactor al primer reactor. En la siguiente descripción detallada, el grupo de reactores que se utilizan en la segunda zona se refieren como que incluyen un reactor final, desde el cual sale el hidrocarburo finalmente tratado, y reactores corriente arriba que están corriente arriba del reactor final cuando se toman en unión con el flujo de hidrocarburo. De esta manera, en la Figura 1, el reactor 28 esta corriente arriba del reactor 30 cuando se considera en vista de la dirección del flujo de hidrocarburo y en la Figura 2, el reactor 52 esta corriente arriba del reactor 54 y el reactor 50 esta corriente arriba de ambos reactores 52 y 54, también cuando se considera en unión con la dirección del flujo de hidrocarburo. De esta manera, como se usa en la presente, un reactor corriente arriba es un reactor que esta corriente arriba conforme se refiere al flujo de hidrocarburo. De acuerdo con la presente invención, los pasos de hidrodesulfurización que se _ van a llevar a cabo se logran al poner en contacto o mezclar la alimentación de hidrocarburo que contiene azufre con una fase que contiene gas de hidrógeno en la presencia de un catalizador de hidrodesulfurización y a condiciones de hidrodesulfurización por lo que la especie de azufre dentro del hidrocarburo se convierte a gas de sulfuro de hidrógeno que permanece sustancialmente con la fase de gas de hidrógeno en la separación de las fases líquida y gaseosa. El catalizador adecuado para el uso en los procesos de hidrodesuifurización es bien conocido a una persona experta en la técnica y la selección del catalizador particular no forma parte de la presente invención. Por supuesto, estos catalizadores pueden incluir una amplia variedad de catalizadores de hidroprocesamiento dentro del alcance amplio de la presente invención. Con relación a la fase gaseosa, el gas adecuado contiene hidrógeno conforme se desee para la reacción de hidroprocesamiento. Este gas puede ser hidrógeno sustancialmente puro o puede contener otros gases, en tanto que el hidrógeno deseado este presente para la reacción deseada. De esta manera, como se usa en la presente, gas que contiene hidrógeno e incluye gas de hidrógeno sustancialmente puro y otras corrientes que contienen hidrógeno . Regresando ahora a la Figura 1, se ilustra esquemáticamente un proceso de hidrodesuifurización de acuerdo con la presente invención. Como se muestra, el proceso se lleva a cabo en una primera etapa 10 y una segunda etapa 12, para proporcionar un producto final de hidrocarburo que tiene un contenido aceptablemente bajo de azufre. Como se muestra, la primera etapa 10 se lleva a cabo utilizando un primer reactor 14 al cual se alimenta una alimentación 16 de hidrocarburo que contiene una cantidad inicial de azufre. Se combina de alimentación 16 con un gas 13 que contiene hidrógeno y se alimenta en co-corriente a través del rector 14 tal que el flujo de co-corriente de la alimentación 16 de hidrocarburo y el gas 18 en la presencia del catalizador de hidrodesulfurización y las condiciones, convierte a la especie de azufre dentro del hidrocarburo en sulfuro de hidrógeno dentro del producto 20 del reactor 14. El producto 20 se alimenta a un separador 22 de líquido-gas donde se separa una fase gaseosa 24 que contiene predominantemente hidrógeno y sulfuro de hidrógeno de un producto intermedio 26. El producto intermedio 26 tiene un contenido reducido de azufre en comparación a la alimentación 16 de hidrocarburo y se alimenta a la segunda etapa 12 de acuerdo con la presente invención para el tratamiento adicional para reducir el contenido de azufre. Como se muestra, la segunda etapa 12 incluye de manera preferente una pluralidad de reactores adicionales 28, 30 que se conectan en serie para tratar el producto intermedio 26 como se analizará adicionalraente de forma posterior. Como se muestra, el reactor 28 recibe de manera preferente la alimentación 26 de hidrocarburo intermedia que se mezcla con un gas 31 de hidrógeno reciclado y se alimenta en co-corriente a través del reactor 28. El producto 32 del reactor 28 entonces se alimenta a un separador 34 de líquido-gas para la separación de una fase gaseosa 36 que contiene predominantemente hidrógeno y sulfuro de hidrógeno y un producto 38 de hidrocarburo líquido, tratado, adicional que tiene un contenido de azufre aun además reducido en comparación a la alimentación 26 de hidrocarburo, intermedia. La alimentación 38 de hidrocarburo entonces se alimenta al reactor 30, en combinación con una alimentación 40 de hidrocarburo adicional y se alimenta en co-corriente con la alimentación 40 de hidrógeno a través del reactor 30 para lograr la hidrodesulfurizacion aun adicional y producir un producto final 42 que se alimenta a un separador 44 para la separación de una fase gaseosa 46 que contiene hidrógeno y sulfuro de hidrógeno como componentes principales, y un producto 48 de hidrocarburo, líquido, final que tiene un contenido de azufre sustancialmente reducido. De acuerdo con la presente invención, la fase de gas 46 se recircula para el uso como gas 31 recirculado tal que el gas que fluye a través de los reactores de la segunda etapa 12 esta globalmente en contracorriente al flujo del hidrocarburo a través del mismo. Considerando el flujo de hidrocarburo desde el reactor 28 al reactor 30, será fácilmente evidente que el reactor 28 es un reactor corriente arriba y el reactor 30 es un reactor final de la segunda etapa 12. Por supuesto, se debe apreciar que los reactores adicionales corriente arriba se pueden incluir en la segunda etapa 12, si se desea, y que la segunda etapa 12 incluye de manera preferente al menos dos reactores 28, 30 como se muestra en los dibujos. Sin embargo, es una ventaja particular de la presente invención que se obtienen excelentes resultados utilizando la primera y segunda etapas como se describe anteriormente con un número similar de reactores como se usan actualmente en procesos convencionales, evitando de este modo la necesidad de equipo y espacio adicional . También se debe apreciar que aunque la Figura 1 muestra los reactores 14, 28 y 30 como reactores separados y discretos, el proceso de la presente invención se puede llevar a cabo igualmente al definir zonas diferentes dentro de un reactor colectivamente arreglado, en tanto que las zonas se operan con el flujo de alimentación y gas como se describe anteriormente para la primera y segunda etapas, con el flujo de co-corriente local a través de cada zona de ambas etapas y el flujo globalmente en contracorriente a través de al menos dos zonas de la segunda etapa 12. Regresando ahora a la Figura 2, se ilustra una modalidad adicional de la presente invención.

Como se muestra, la primera etapa 10 incluye un primer reactor 14 de una manera similar a la modalidad de la Figura 1. La segunda etapa 12 en esta modalidad incluye los reactores 50, 52 y 54, y cada reactor se opera de una manera similar a los reactores de la segunda etapa de la modalidad de la Figura 1 para proporcionar una etapa de co-corriente individual en la primera etapa 10 y un proceso globalmente en contracorriente, y localmente en co-corriente en la segunda etapa 12. De esta manera, la alimentación 56 y el gas 58 que contiene hidrógeno fresco se alimenta de una forma en co-corriente al reactor 14 para producir producto 60 que se alimenta al separador 62 para producir un producto intermedio 64 de hidrocarburo líquido y la fase gaseosa 66 que contiene hidrógeno y sulfuro de hidrógeno como componentes principales. El producto 64 de hidrocarburo, intermedio entonces se alimenta a la segunda etapa 12, donde se mezcla con gas reciclado 68 y se alimenta en una forma de co-corriente a través del reactor 50 para producir el producto 70 que se alimenta al separador 72. El separador 72 separa un producto 74 adicional intermedio de hidrocarburo líquido y una fase gaseosa 76 que contiene hidrógeno y sulfuro de hidrógeno como componentes principales.

El producto 74 de hidrocarburo, intermedio entonces se combina con hidrógeno reciclado 78 y se alimenta al reactor 52, de una forma en co-corríente, para producir un producto intermedio adicional 80 que se alimenta al separador 82 para la separación de una alimentación adicional 84 de hidrocarburo líquido y una fase gá sosa 86 que contiene hidrógeno y sulfuro de hidrógeno como componentes principales que se alimentan de manera ventajosa al reactor 50 corriente arriba como gas reciclado 68. El producto de hidrocarburo 84 entonces se combina de manera ventajosa con una alimentación 88 de hidrógeno fresco y se alimenta al último reactor 54, en una forma de co-corriente , para la hidrodesulfurización adicional para proporcionar el producto 90 que se alimenta al separador 92 para la separación de la fase 94 líquida de hidrocarburo y la fase gaseosa 96 que contiene hidrógeno y sulfuro de hidrógeno como componentes principales. De manera ventajosa, la fase gaseosa 96 se alimenta al reactor 52 corriente arriba y se recircula como gas recirculado 78 para el uso en ese proceso, en tanto que la fase líquida 94 se puede tratar como un producto final, o alternativamente se puede tratar adicionalmente como se analiza de manera posterior . De acuerdo con la presente invención, se presenta un catalizador de hidrodesulfurización en cada reactor, y cada producto de hidrocarburo sucesivo tiene un contenido de azufre reducido en comparación a la alimentación de hidrocarburo corriente arriba. Adicionalmente, el producto final de hidrocarburo tiene un contenido final de azufre que esta sustancialmente reducido en comparación a la alimentación inicial y que es ventajosamente menos que o igual a aproximadamente 10 wppm para ser aceptable de acuerdo a las nuevas regulaciones de varias ager :ias gubernamentales . Adicionalmente, debe ser fácilmente evidente que la segunda etapa 12 de la modalidad de la Figura 2 esta globalmente en contracorriente, como con la modalidad de la Figura 1. Específicamente, se alimenta hidrocarburo desde el reactor 50 al reactor 52 y finalmente al reactor final 54, en tanto que la fase gaseosa se alimenta desde el reactor 54 al reactor 52 y finalmente al reactor 5". Esto proporciona las ventajas de un proceso globalmente en contracorriente, en tanto que evita los problemas de inundación que se podrían presentar con los procesos localmente en contracorriente. Con referencia aun a la Figura 2, puede ser deseable alimentar las fases gaseosas 66 y 76 a un separador 98 de baja temperatura que opera para remover el producto 100 volátil de hidrocarburo, que se puede reciclar de regreso como alimentación adicional 56 para el tratamiento adicional de acuerdo con el proceso de la presente invención, con una corriente 101 de purga también como se muestra. El separador 98 de ba a temperatura también separa una fase gaseosa 102 que se puede mezclar de manera ventajosa con el producto final 94 y se alimenta un separador final 104 para obtener un producto 106 de hidrocarburo final, tratado, adicional y una fase gaseosa final 108 que contiene hidrógeno y el volumen de azufre removido. El producto 106 se puede tratar adicionalmente para mejorar varias calidades deseadas como un combustible de hidrocarburo, o se puede utilizar como combustible de hidrocarburo sin tratamiento adicional, puesto que el contenido de azufre se ha reducido de manera ventajosa a niveles aceptables. La fase gaseosa final 108 se puede alimentar de una manera ventajosa a un purificador u otra unidad adecuada para remover el sulfuro de hidrógeno, para proporcionar hidrógeno fresco adicional para el uso como alimentaciones 58 u 88 de hidrógeno de acuerdo con el proceso de la presente invención. Se debe apreciar fácilmente que las Figuras 1 y 2 ilustran adicionalmente un sistema para llevar a cabo un proceso de acuerdo con la presente invención. La alimentación típica para el proceso de la presente invención incluye alimentaciones de diesel gasóleo y nafta y similares. Esta alimentación tendrá un contenido de azufre inaceptablemente alto, típicamente más de o igual a aproximadamente 1.5 % en peso, wppm. La alimentación y el hidrógeno total se alimentan de manera preferente al sistema a una relación global de gas a alimentación de entre aproximadamente 100 scfb y aproximadamente 4000 scfb (pies cúbicos estándar/barril) . Adicionalmente , cada reactor se puede operar de manera adecuada a una temperatura de entre aproximadamente 250°C y aproximadamente 420°C, y una presión de entre aproximadamente 28.12 kg/cm2 (400 libras/pulgada cuadrada) y aproximadamente 126.56 kg/cm2 ( 1800 libras/pulgada cuadrada) . De acuerdo con la presente invención, debe ser fácilmente apreciado que el volumen de catalizador y las corrientes de gas se distribuyen entre la primera zona y la segunda zona. De acuerdo con la presente invención, la distribución más adecuada del catalizador gaseoso se determina utilizando un proceso de optimización. Sin embargo, se prefiere que el volumen total de catalizador que se distribuya en la primera zona y la segunda zona sea entre aproximadamente 20 y aproximadamente 80 % en volumen del catalizador de la primera zona y entre aproximadamente 80 y aproximadamente 20 % en volumen del catalizador en la segunda zona. Adicionalmente, como se analiza anteriormente, el hidrógeno total se alimenta al sistema de la presente invención con una porción a la primera zona y la otra porción al reactor final de la segunda zona. Se prefiere que entre aproximadamente 20 y 70 % en volumen del hidrógeno total para la reacción se alimente a la primera zona, con el resto que se alimenta al reactor final de la segunda zona. Se debe señalar que con todos los procesos de hidrodesulfurización, el catalizador de hidrodesulfurización perderá gradualmente efectividad durante el tiempo y esto se puede contrarrestar ventajosamente en el proceso de la presente invención al incrementar si se desea la velocidad de flujo de gas. Esto es posible con el proceso de la presente invención debido a que se utiliza flujo localmente en co-corriente , previniendo de este modo las dificultades asociadas con la inundación y similares en los procesos que son localmente en contracorriente. También se debe apreciar que el proceso de la presente invención se puede usar de manera ventajosa para reducir el contenido de azufre de la alimentación de nafta. En estos procesos, se colocarán de manera ventajosa condensadores después de cada reactor, más bien separadores, para condensar el producto de hidrocarburo de nafta con contenidos reducidos de azufre en tanto que se mantiene la fase gaseosa que contiene hidrógeno y sulfuro de hidrógeno como componentes principales. Cuando el contenido de olefinas llega a ser mayor del 15 % en peso, la temperatura del condensador de la primera unidad después del primer reactor se puede ajustar de modo que olefinas ligeras principales dejen el sistema con la fase gaseosa que contiene hidrógeno y sulfuro de hidrógeno. En todos los otros aspectos, esta modalidad de la presente invención funcionará de la misma manera como aquella descrita en relación a las Figuras 1 y 2. Regresando ahora a la Figura 3 , y como se expone anteriormente, el proceso de la presente invención que combina de una manera híbrida una primera etapa puramente ¦una reacción de co-corriente y una segunda etapa que esta globalmente en contracorriente y localmente en co-corriente proporciona de manera ventajosa la operación de los reactores a temperaturas reducidas en comparación a los procesos de contracorriente. La Figura 3 ilustra la temperatura como una función de la longitud sin dimensión del reactor para un proceso típico de co-corriente, para un proceso de contracorriente, y para un proceso híbrido de acuerdo con la presente invención. Como se muestra, la temperatura en el proceso de contracorriente es sustancialmente mayor que el proceso híbrido de la presente invención, con el resultado que el catalizador del proceso híbrido de la presente invención se somete a condiciones menos severas y dañinas . De acuerdo con la presente invención, se obtienen resultados mejorados usando las mismas cantidades de catalizador e hidrógeno como un proceso convencional de contracorriente o de co-corriente . De acuerdo con la presente invención, sin embargo, la alimentación de hidrógeno se divide en una primera porción alimentada de la primera etapa y una segunda porción alimentada a la segunda etapa y el volumen de catalizador también se divide entre la primera etapa y la segunda etapa, que se opera como se analiza anteriormente, para proporcionar hidrodesuifurización mejorada conforme se desee. Como se dispone anteriormente, una alimentación de hidrocarburo particularmente ventajosa con la cual el proceso de la presente invención se puede usar es una alimentación de gasóleo. En una aplicación típica, se puede proporcionar un reactor que tiene un diámetro de reactor de aproximadamente 3.8 metros, una longitud de reactor de aproximadamente 20 metros y una alimentación de co-corriente de hidrógeno a gasóleo a una relación de gas de hidrógeno a gasóleo de aproximadamente 270 Nm3/m3, una temperatura de aproximadamente 340 °C, una presión de aproximadamente 340.5 kg/cm2 (750 libras/pulgada cuadrada) y una velocidad espacial por hora líquida (LHSV) a través del reactor de aproximadamente 0.4 El gasóleo puede ser de manera adecuada un gasóleo al vacío (VGO) , un ejemplo del cual se describe en la Tabla 1 a continuación.

Tabla 1 Para un material de alimentación, los compuestos de azufre de fácil reacción (ETR) serán, por ejemplo, 1- butilfenantrotiofeno . Cuando se ponen en contacto con hidrógeno a condiciones adecuadas, este compuesto de azufre reacciona con el hidrógeno para formar sulfuro de hidrógeno y butilfenantreno . Un compuesto de azufre difícil de reaccionar (DTR) típico en esta alimentación es heptil- ibenzotiofeno . Cuando se pone en contacto con gas de hidrógeno bajo condiciones adecuadas, este reacciona para formar sulfuro de hidrógeno y heptilbifenilo . De acuerdo con un aspecto adicional de la presente invención, se proporciona un esquema y método de procesamiento alternativo como se ilustra en la Figura 12. De acuerdo con este aspecto de la presente invención, se ha encontrado que a través de la utilización de múltiples reactores, con distribución de una porción de catalizador en cada reactor y una porción de la velocidad de flujo total de gas que contiene hidrógeno a cada reactor, se mejora la reducción de azufre drásticamente en comparación a la alimentación de la misma cantidad de materiales incluyendo la misma cantidad de catalizador a un reactor individual que tiene el mismo volumen. La Figura 12 muestra un sistema de acuerdo con este aspecto de la presente invención, y que incluye un primer reactor o zona 110 de procesamiento y un segundo reactor de procesamiento o zona adicional 112. Un material de alimentación adecuado que contiene azufre u otra alimentación en necesidad de hidroprocesamiento se proporciona a partir de una fuente como se muestra en 114, y se alimenta a la primera zona 110 en una forma de co-corriente con una primera porción 116 de la velocidad de flujo total de gas deseado. Resulta un primer producto 118 de hidrocarburo, y se alimenta a un separador 120 para separar una fase gaseosa 122 que contiene hidrógeno y sulfuro de hidrógeno y una fase líquida 124 que contiene hidrocarburos líquidos tratados en la primera zona. La fase líquida 124 se alimenta de manera ventajosa la segunda zona 112 de una forma de co-corriente con una porción restante 126 del flujo total de gas deseado para producir una corriente 128 de producto que se alimenta de manera ventajosr- a un separador 130 para separar una fase gaseosa adicional 132 que contiene gases de hidrógeno y sulfuro de hidrógeno y una fase líquida adicional 134 que contiene hidrocarburos tratados adicionalmente . Si se desea, la fase líquida 134 se puede alimentar a un separador adicional 136 como se muestra para terminar la separación de la corriente actualizada de hidrocarburo y obtener la fracción deseada de hidrocarburo como un producto final o intermedio 137 que contiene contenido reducido de azufre. Con referencia aun a la Figura 12, la fase gaseosa 122 separada en el separador 120 se puede alimentar de manera ventajosa a un separador adicional 138, como puede ser la fase gaseosa 132 del separador 130, para separar cualquier material de alimentación de hidrocarburo, líquido, restante como una fase líquida 140 que se puede recircular de manera ventajosa de regreso a la alimentación 114 para el tratamiento adicional en la zona 110, 112. Una fase gaseosa 142 del separador adicional 138 se puede recircular de manera ventajosa para el uso adicional como el gas que contiene hidrógeno y/o se puede alimentar al separador adicional 136 ]unto con la fase líquida 134 para la separación aun adicional de una fase gaseosa 139 y la fase líquida de hidrocarburo tratada 137. Con referencia aun a la Figura 12 , la primera zona 11C y la segunda zona 112 se proporciona de manera ventajosa ron catalizador de hidroprocesamiento, con una primera porción del catalizador de hidroprocesamiento que se coloca en la primera zona 110 y una porción restante del catalizador de hidroprocesamiento que se coloca en la segunda zona 112, De manera más preferente, la primera zona 110 contiene entre aproximadamente 30 y aproximadamente 70 % en peso del volumen total del catalizador de hidroprocesamiento, en tanto que la segunda zona 112 contiene el resto, y la primera porción 116 del gas que contiene hidrógeno incluye de manera preferente entre aproximadamente 30 y aproximadamente 80 % en volumen de la velocidad de flujo total de gas a la zona 112, 110, con el resto del gas que se alimenta a la segunda zona 112. Los catalizadores adecuados de hidroprocesamiento incluyen de manera enunciativa y sin limitación hidrodesulfurización, hidrogenación, hidrofraccionamiento , isomerización, hidrodesnitrogenación y similares. El gas que contiene hidrógeno puede ser hidrógeno o una mezcla de gases que incluyen hidrógeno. La modalidad de la presente invención como se ilustra en la Figura 12, que se refiere en la presente como una modalidad de flujo cruzado, proporciona de manera ventajosa remoción sustancialmente mejorada de azufre en comparación a un proceso convencional que utiliza un reactor individual que tiene el mismo volumen de reactor como la zona 110, 112 combinadas, y que contiene la misma cantidad total de catalizador con la misma cantidad total de flujo de gas. Esto es particularmente ventajoso al proporcionar un proceso y sistema extremadamente simple, que se puede operar usando la misma cantidad de catalizador de gas, y sustancialmente la misma cantidad de espacio de reactor, y que proporciona excelente remoción de azufre conforme se desee. De acuerdo con esta modalidad de la presente invención, los separadores 120, 130 pueden ser de manera ventajosa de cualquier tipo convencional de separador, tal como tambores separadores, en tanto que el separador adicional 136 y el separador adicional 138 puede ser de manera ventajosa también un tambor separador. También, una bandeja interna dentro del reactor se puede usar para proporcionar el separador integrado con la unidad del reactor . De acuerdo adicionalmente con la presente invención como se ilustra en la Figura 12, se ha encontrado que la segunda zona 112 se proporciona de manera ventajosa como al menos una, y de manera preferente una pluralidad, de reactores o zonas separadas y secuencialmente arregladas, cada una que contiene una porción del resto del volumen de catalizador que se va a usar, y cada una que se alimenta con una porción de la velocidad de flujo restante de la fase gaseosa que contiene hidrógeno. La Figura 13 ilustra una modalidad de acuerdo con este aspecto de la presente invención, que utiliza un total de tres reactores que incluye un primer reactor o zona 110 y un segundo reactor 112 que contiene dos reactores o zonas 144, 146. De acuerdo con este aspecto de la presente invención, la alimentación 114 se alimenta primero a la primera zona 110 para producir el producto 118 de hidrocarburo que se alimenta al separador 148 para producir la fase gaseosa 150 y la fase líquida 152. La fase líquida 152 se alimenta de manera ventajosa al primer reactor 144 de la segunda zona 112 para producir una corriente 154 de hidrocarburo, intermedia que entonces se alimenta de manera ventajosa al separador 156 para producir una fase gaseosa 158 y una fase líquida 160. La fase líquida 160 entonces se alimenta de manera ventajosa al segundo reactor 146 de la segunda zona 112 para producir una corriente 162 final de hidrocarburo que se alimenta al separador 164 para producir una fase gaseosas 166 y la fase líquida 168 de hidrocarburo. La fase líquida 163 tiene de manera ventajosa, de acuerdo con la presente invención, una característica sustancialmente mejorada, de manera preferente un contenido sustancialmente reducido de azufre, como se desea dé acuerdo con la presente invención. La fase líquida 168 puede ser usada por sí misma como el producto final, o se puede alimentar a etapas adicionales de tratamiento tal como el separador adicional 170 u otros pasos de procesamiento conforme se desee. Con referencia aun a la Figura 13, el flujo total de gas se muestra en 172 y se divide en una primera porción 174 que se alimenta de una manera en co-corriente con la alimentación 114 a la primera zona 110 como se muestra. El resto 176 del flujo total 172 de gas entonces se distribuye entre los reactores 144, 146 como se muestra, de una forma en co-corriente con las fases líquidas 152, 160, respectivamente . Además, un catalizador adecuado de hídroprocesamiento , de manera preferente un catalizador de hidrodesulfurización, se distribuye sobre la zona 110, 144, 146, con una primera porción a la primera zona 110 y una porción restante distribuida sobre la zona 144, 146. De acuerdo con la presente invención, se alimenta de manera preferente gas a la zona 110, 144, 146 tal que la primera porción 174 esta entre aproximadamente 30 y aproximadamente 80 % en volumen del flujo total de gas 172, y =e distribuye la porción restante 175, de manera igualmente preferente, entre la zona 144, 146. Además, el volumen total de catalizador se distribuye de manera preferente tal que una primera porción de catalizador, entre aproximadamente 30 y aproximadamente 70 % en peso del volumen total de catalizador, se coloca en la primera zona 110 y el resto se coloca en la zona 144, 146, igualmente de forma preferente colocado en el mismo. Los sistemas y procesos de flujo cursado como se ilustra en las Figuras 12 y 13 proporcionan de manera ventajosa esquemas simplificados de flujo a pesar de dar por resultado un contenido sustancialmente reducido de azufre en el producto final tratado en comparación a los sistemas convencionales que usan un reactor individual . Por supuesto, se debe apreciar que aunque porciones de las descripciones anteriores se dan en términos de los procesos de hidrodesulfurización, los procesos híbridos y de flujo cruzado de la presente invención son fácilmente aplicables a otros sistemas de hidroprocesamiento , y se pueden usar de manera ventajosa para mejorar la eficiencia de hidroprocesamiento en varios procesos diferentes en tanto que reducen los problemas por rutina encontrados en la técnica.

Ejemplo 1 Se usó una alimentación de VGO como se describe en la Tabla I con una serie de diferentes procesos de hidrodesul urización, y se modeló para cada caso la conversión de compuestos de azufre y azufre en el producto final . Los resultados se exponen en la Tabla 2 a Continuación .

Tabla 2 donde D = diámetro ,- R = longitud del reactor; y L = longitud total .

En la tabla 2, se llevaron a cabo los casos 5, 6 y 8 de acuerdo con el proceso de la presente invención. Para propósitos de comparación, los Casos 1 y 7 se llevaron a cabo utilizando un reactor individual a través del cual se alimentan, de una manera en co-corriente , VGO e hidrógeno . El Caso 2 se llevó a cabo utilizando 20 reactores arreglados para el flujo globalmente en contracorriente y localmente en co-corriente como se ilustra en la porción de segunda etapa de la Figura 1. Los Casos 3 y 10 también se llevaron a cabo utilizando flujo globalmente en contracorriente y localmente en co-corriente como en la etapa 2 sola de la Figura 1. El Caso 4 se llevó a cabo utilizando dos reactores con una etapa intermedia de separación de sulfuro de hidrógeno y el Caso 9 se llevó a cabo utilizando flujo puro a co-corriente, de manera global y localmente, a través de tres reactores. A las velocidades de flujo mostradas, los resultados se modelaron y se exponen en la Tabla 2. Los Casos 1-5 se llevaron a cabo totalmente utilizando reactores que tienen un volumen de 322 m3 , y las mismas velocidades de flujo de gas y VGO. Como se muestra, el Caso 5, que utiliza el proceso híbrido de dos etapas de la presente invención, proporcionó los mejores resultados en términos de conversión de compuestos de azufre y el azufre que permaneció en el producto final. Adem s, esta mejora sustancial en la hidrodesulfurización se obtuvo utilizando il mismo volumen del reactor, y se puede incorporar en una instalación existente que utilice cualquier configuración de los Casos 1-4 sin incrementar sustancialmente el área ocupada por los reactores . El Caso 6 en la Tabla 2 muestra que por un incremento razonable en el volumen del reactor, se pueden obtener resultados aun ventajosos, adicionales, de acuerdo con el proceso de la presente invención, y el contenido final de azufre satisfacerá las más estrictas regulaciones esperadas con relación al contenido máximo de azufre y esto se logra a través únicamente de un pequeño incremento del volumen del reactor. El Caso 7 de la Tabla 2 muestra que a fin de lograr resultados similares de contenido de azufre al Caso 6, un reactor individual operado en un proceso convencional individual de co-corriente requerirá a lo mucho 4 veces el volumen del reactor como el Caso 6 de acuerdo con el proceso de la presente invención. Los Casos 8, 9 y 10 se modelan para un reactor que tiene un volumen de 962 m3, y el proceso híbrido de la presente invención (Caso 8) muestra claramente los mejores resultados en comparación a los Casos 9 y 10. De acuerdo con lo anterior, debe ser fácilmente evidente que el proceso de la presente invención es ventajoso con respecto a numerosas configuraciones alternativas .

Ejemplo 2 En este ejemplo, se trató alimentación de Diesel utilizando varios esquemas de procesos diferentes, y se calcularon la conversión de compuestos de azufre y el contenido de azufre en el producto final. El Diesel para este ejemplo tuvo las características como sigue: Diesel API = 27 Peso Molecular = 213 Azufre = 1.10 % en peso Destilación Simulada (°C) IBP-5 177/209 10-20 226/250 30-40 268/281 50-60 294/308 70-80 323/339 90-95 357/371 FBP ' 399 La Tabla 3 a continuación expone las condiciones de proceso y los resultados de cada caso.

TABLA 3 El Caso 1 de la Tabla 3 se llevó a cabo al alimentar de una manera en co-corriente una alimentación de hidrógeno y Diesel a través de un reactor individual que tiene la longitud y volumen mostrados. El Caso 2 se llevó a cabo alimentando Diesel e hidrógeno de una manera globalmente en contracorriente y localmente en co-corriente, a través de 20 reactores que tienen la misma longitud o volumen total como en el Caso 1.

El Caso 3 se llevó a cabo de acuerdo con el proceso de la presente invención, utilizando una primera etapa de reactor individual y una segunda que tiene dos reactores adicionales operados globalmente contracorriente y localmente en co-corriente, con la velocidad de flujo de gas dividida como se ilustra en la Tabla 3. Como se muestra, el proceso de acuerdo con la presente invención (Caso 3) se desempeña claramente mejor que los Casos 1 y 2 para la conversión de compuestos de azufre y contenido final de azufre en anto que utiliza un sistema de reactor que tiene el mismo volumen. El Caso 4 es el mismo como el Caso 1 y se presenta para comparación al Caso 5 en donde se operó un proceso de acuerdo con la presente invención para obtener el mismo contenido de azufre a partir del mismo volumen del reactor como al esquema convencional para el proceso para ilustrar el incremento potencial en la capacidad de reactor al utilizar el proceso de la presente invención. Al ajusfar el proceso para obtener sustancialmente el mismo contenido final de azufre, el mismo volumen de reactor es capaz de proporcionar más del doble de la capacidad de tratamiento de Diesel en comparación al proceso convencional .

Ejemplo 3 En este e emplo, un proceso de acuerdo con la presente invención se comparó a un proceso globalmente en contracorriente y localmente en co-corriente . Cada proceso se utilizó teniendo 4 reactores con el mismo catalizador, una alimentación de Diesel y operando a una temperatura de 320°C, una presión de 217.01 kg/cm2 (478 libras/pulgada cuadrada) y una relación de hidrógeno de alimentación de 104 Nm3/m3. La Figura 4 muestra los resultados en términos del contenido de azufre en el producto final como una función del volumen relativo del reactor. Como se muestra, el proceso híbrido de la presente invención proporciona resultados sustancialmente mejorados.

Ejemplo 4 En este ejemplo, se evaluaron dos procesos. El primero fue un proceso de acuerdo con una modalidad preferida de la presente invención en donde se colocaron separadores fríos después de cada reactor para recircular los vapores condensados . Para los mismos reactores, alimentación, temperatura, presión y relación de hidrógeno/alimentación, la Figura 5 ilustra la relación entre el contenido final de azufre y el volumen relativo de reactor ara un proceso de acuerdo con la presente invención usando separadores fríos (curva 1) , en comparación a un proceso de acuerdo con la presente invención sin separadores fríos (curva 2) . Como se muestra, el uso de separadores fríos proporciona beneficio adicional al reducir el contenido final de azufre al permitir la hidrodesulfurización suficiente de todas las especies de azufre, aun aquellas que van hasta la fase gaseosa.

Ejemplo 5 En este ejemplo, se presenta una comparación que muestra el contenido final de azufre como una función del volumen relativo en el reactor para un proceso convencional en co-corriente , para un proceso de dos etapas que usa un purificador Ínter-etapas, y para un proceso de acuerdo con la presente invención. El material de alimentación, temperatura, presión y relación del hidrógeno/alimentación se mantuvieron igual y los resultados se ilustran en la Figura 6. Como se muestra, el proceso de la presente invención proporciona mejores resultados en términos del contenido final de azufre que cualquiera de los otros dos procesos .

Ejemplo 6 En este ejemplo, se demuestra la importancia de la distribución apropiada de alimentación de hidrógeno a la primera etapa y segunda etapa en el proceso de la presente invención . Se proporciona un ejemplo para evaluar la distribución de hidrógeno usando una alimentación de hidrógeno del 50 % a la primera etapa y una alimentación de hidrógeno al 50 % al último reactor de la segunda etapa. Esto se comparó a un caso que corrió usando el mismo equipo y volumen total de gas, con una alimentación al 80 % a la primera etapa y una alimentación al 20 % a la segunda etapa . La Figura 7 muestra los resultados en términos del contenido de salida de azufre como una función del volumen relativo del reactor para el proceso de acuerdo con la presente invención y para la distribución de hidrógeno 80/20. Como se muestra, en este caso, la distribución de 50/50 proporciona mejores resultados.

Ejemplo 7 En este ejemplo, se ilustra la importancia de la distribución del catalizador entre la primera y segunda etapas. Se usó una disposición de cuatro reactores de acuerdo con la presente invención, con un reactor en la primera etapa y tres reactores operados globalmente en contracorriente y localmente en co-corriente en la segunda etapa. En una evaluación de acuerdo a la presente invención, se colocó 30 % del volumen total de catalizador en el primer reactor, y 70 % del volumen total del catalizador se hundió igualmente ent:-= los tres reactores de la segunda etapa. Por comparación, el mismo sistema se operó proporcionando 70 % del volumen total de catalizador en la primera etapa y 30 % del volumen de catalizador en la segunda etapa. La Figura 8 muestra los resultados en términos del contenido de azufre como una función del volumen relativo del reactor para el proceso de 30/70 de la presente invención en comparación al proceso de 70/30. Como se muestra, el proceso de la presente invención proporciona de manera significativa mejores resultados.

Ejemplo 8 En este ejemplo, la presión parcial de hidrógeno se evaluó, como una función de la longitud sin dimensiones del reactor, para un proceso de acuerdo con la presente invención y para un proceso de co-corriente pura. La Figura 9 muestra los resultados de esta evaluación y muestra que el proceso de acuerdo con la presente invención proporciona una presión parcial de hidrógeno significativamente incrementada al final del reactor que es deseable. Esto proporciona mayores presiones parciales de hidrogeno para proporcionar condiciones de reacción que son más adecuadas, para hacer reaccionar las especies de azufre más difíciles de reaccionar, proporcionando de este modo condiciones para la hidrodesulfurizacion mejorada, en particular en comparación al caso de co-corriente pura.

Ejemplo 9 En este ejemplo, se proporciona una comparación para la temperatura como una función de la longitud sin dimensiones del reactor para un proceso de co-corriente pura, un proceso de contracorriente pura y el proceso híbrido de la preser.-. invención. Para el mismo volumen de reactor, volumen de catalizador y relación de hidrógeno/alimentación, la Figura 10 muestra las temperaturas resultantes sobre la longitud sin dimensiones del reactor. Como se muestra, el proceso de contracorriente tiene las temperaturas más altas. Además, el proceso híbrido de la presente invención es completamente similar en el perfil de temperatura a aquel del proceso de co-corriente pura, con la excepción que existe una ligera disminución en la temperatura hacia la salida del reactor. Esto es benéfico debido a que mayores temperaturas, particularmente aquellas experimentadas con el proceso de contracorriente, sirven para acelerar la desactivación del catalizador.

Ejemplo 10 En este ejemplo, se evaluó el contenido de azufre como una función del volumen relativo del reactor para un proceso de acuerdo con la presente invención, un proceso de co-corriente pura y un proceso globalmente en contracorriente para un material de alimentación de VGO con un proceso que usa un tren de cuatro reactores, con el mismo material de alimentación y una temperatura de 340°C, una presión de 53.43 kg/cm2 (760 libras/pulgada cuadrada) y una relación de hidrógeno/alimentación de 273 Nm3/m3. La Figura 11 muestra los resultados de esta relación y muestra que el proceso de la presente invención se desempeña sustancialmente mejor que los proceso de co-corriente pura y contracorriente pura, especialmente en el intervalo del contenido resultante de azufre que es menos de 50 wppm.

Ejemplos 11 - 14 Los siguientes ejemplos 11 a 14 demuestran excelentes resultados obtenidos usando un sistema como se ilustra en la Figura 12 en comparación a sistemas convencionales .

En los ejemplos 11 - 14 a continuación, el material de alimentación usado tuvo las características como se exponen a continuación en la Tabla .

TABLA 4 El contenido total de azufre en este material de alimentación se representó por dos especies diferentes de azufre, una de las cuales fue una especie fácil de reaccionar que comprende 80 % molar del azufre total y la otra que es una especie difícil de reaccionar que representa 20 % molar de la especie total de azufre.

Ejemplo 11 En este ejemplo, un sistema y proceso como se ilustra en la Figura 12, que tiene dos reactores (Rl y R2), y que tienen un volumen total de catalizador en una cantidad fija, se evalúo en tanto que se varía la distribución relativa del catalizador de hidrodesulfurización entre el primero y segundo reactores. Los otros parámetros de interés se fijaron como se muestra en la Tabla 5 a continuación.

TABLA 5 La cantidad de catalizador en el primer reactor (Rl) se varió entre 30 % y 60 % del volumen total de catalizador, y la Figura 14 muestra azufre en el producto final como una función de esta varianza en la distribución de catalizador. Como se muestra, se obtienen los mejores resultados con entre aproximadamente 30 % y aproximadamente 50 % de catalizador en el primer reactor (Rl) , especialmente con entre aproximadamente 35 % y 40 % del catalizador en el primer reactor.

Ejemplo 12 Para el mismo esquema como se ilustra en la Figura 12, este ejemplo se corrió para demostrar la distribución ventajosa de gas que contiene hidrógeno de acuerdo con la presente invención. En este ejemplo, se fijó la distribución de catalizador de hidrodesulfurización entre el primer reactor (Rl) y el segundo reactor (R2) al 50 % del primer reactor, y la cantidad de hidrógeno alimentada al primer reactor se varío entre 50 % y 95 % en volumen. No se usó corriente de recirculación al primer reactor. Todos los otros parámetros se fijaron como se expone en la Tabla 6 a continuación.

TABLA 6 La Figura 15 expone la relación entre el contenido final de azufre en ppm para la diferente distribución de gas de hidrógeno al primer reactor. Como se muestra, se obtuvieron los mejores resultados para este caso con alimentación de hidrógeno al primer reactor de al menos aproximadamente 60 % en volumen y se obtuvieron resultados particularmente deseables usando una alimentación de hidrógeno al primer reactor de entre aproximadamente 50 % y aproximadamente 70 % de la alimentación total volumétrica.

Ejemplo 13 En este ejemplo, se evaluó un sistema de dos reactores como se ilustra en la Figura 12 con el mismo catalizador en la distribución fija de catalizador (50 % - 50 %) , y la distribución de flujo de hidrógeno total fija sobre los dos reactores, en tanto que los otros parámetros de interés se fijaron como se exponen en la Tabla 7 a continuación .

TABLA 7 Para propósitos de comparación, las mismas cantidades de catalizador a hidrógeno se usaron en un esquema de reactor individual, y se usaron los esquemas convencionales y de flujo cruzado a cantidades variadas de volumen total de catalizador. El volumen de catalizador se varió entre 2,200 pies3 y 5,800 pies3, y se midió el contenido final de azufre. La Figuras 16 muestra los resultados de términos de contenido final de azufre para el sistema de flujo cruzado de acuerdo con la presente invención en comparación al reactor convencional de volumen equivalente, y muestra resultados dramáticamente mejorados usando el sistema de flujo cruzado de la presente invención .

Ejemplo 14 En este ejemplo, un esquema de flujo cruzado de dos reactores como se ilustra en la Figura 12 se evaluó usando tres diferentes longitudes totales del. reactor para evaluar el proceso a tres diferentes velocidades espaciales. Para cada velocidad espacial, con el mismo catalizador, se varió la distribución de hidrógeno y catalizador para demostrar las distribuciones preferidas de acuerdo con la presente invención. Los parámetros fijos para este ejemplo son como se exponen en la Tabla 8 a continuación.

TABLA 8 La Tabla 10 expone a continuación los mejores resultados obtenidos para cada velocidad espacial y las distribuciones de hidrógeno y catalizador que proporciona las mismas .

TABLA 10 La Figura 17 también expone el contenido final de azufre p-ra cada velocidad espacial. Además, para propósitos de comparación, se operó un sistema convencional usando un reactor individual a cada una de las mismas velocidades espaciales y usando el mismo volumen total de catalizador de flujo de hidrógeno, y se determinó el contenido final de azufre (wppm) . La Tabla 11 expone a continuación los resultados junto con los resultados como se ilustra en la Figura 17 para propósitos de comparación.

TABLA 11 Como se muestra, el proceso de la presente invención proporcionó resultados significativamente mejorados en comparación a procesos convencionales del reactor individual .

Ejemplo 15 Este ejemplo demuestra los resultados ventajosos obtenidos usando un sistema de acuerdo con la presente invención que tiene tres reactores en arreglo de flujo cruzado como se ilustra en la Figura 13, con el mismo catalizador. El material de alimentación para este ejemplo contuvo un contenido mayor inicial de azufre (1.1 % en peso) . La velocidad total de hidrógeno para este ejemplo se fijó y se hicieron tres corridas variando la longitud total del reactor para variar el volumen total de catalizador y evaluar tres diferentes velocidades espaciales. El material de alimentación tuvo una composición como se expone en la Tabla 12 a continuación.

TABLA 12 Los parámetros fijos para este ejemplo se exponen en la tabla 13 a continuación.

TABLA 13 Temperatura (entrada) 650°F Presión 515 lb/pulgada2 Diámetro de cada reactor 9.85 pies Velocidad total de flujo de hidrógeno 27,890 SCFM (=2000 kmol/h (=1147 scfb) Velocidad de material de alimentación 35, 000 b/d Los valores espaciales resultantes y las longitudes del reactor y volúmenes de catalizador se muestran en la tabla 14 a continuación.

TABLA 14 Para cada velocidad, se realizaron diferentes distribuciones de hidrógeno y catalizador para evaluar la mejor reducción en el contenido de azufre en el producto final. Los resulta. : s se exponen en la tabla 15 a continuación .

TABLA 15 La Figura 18 muestra los resultados en términos del contenido de azufrr en el producto final como una función de la velocidad espacial y la Tabla 19 expone posteriormente una comparación de estos resultados a los resultados obtenidos utilizando un esquema conven,.. __onal de reactor individual en donde el reactor tiene el mismo volumen total, conteniendo la misma cantidad total y tipo de catalizador y se alimentó con la misma velocidad de flujo total de gas.

TABLA 16 Como se muestra, el proceso de flujo cruzado de la presente invención proporcionó resultados sustancialmente mejorados a la misma velocidad espacial en comparación a los procesos convencionales de reactor individual . El proceso de la presente invención se podría usar de manera ventajosa, como se muestra, para proporcionar un contenido de azufre dramá icamente reducido (2.2 ppm) en el producto final a la misma 1.0 LHSV, o se podría usar para duplicar la velocidad espacial y proporcionar el mismo contenido final de azufre como se proporciona usando reactores convencionales. Cualquier operación representa una mejora sustancial obtenida usando el proceso de flujo cruzado de acuerdo con la presente invención . De acuerdo con lo anterior, debe ser fácilmente evidente que el proceso y sistema de la presente invención proporcione mejora sustancial en los procesos de hidrodesulfurización que se pueden utilizar para reducir el contenido de azufre en las alimentaciones de hidrocarburo con un volumen de reactor sustancialmente igual como lo convencional, o para incrementar sustancialmente la capacidad del reactor desde el mismo volumen del reactor a sustancialmente el mismo contenido de azufre como se pueda lograr utilizando procesos convencionales. Se va a entender que la invención no se limita a las ilustraciones descritas y mostradas en la presente, que parecen ser solo ilustrativas de los mejores modos para llevar a cabo la invención y que son susceptibles de modificación de forma, tamaño, arreglo de partes y detalles de operación. La invención más bien se propone para abarcar todas estas modificaciones que están dentro de su espíritu y el alcance como se define por las reivindicaciones.

Claims (18)

1. REI I DICACIONES 1. Un proceso para hidroprocesar una alimentación de hidrocarburo con una velocidad de flujo conocida de gas que contiene hidrógeno de un volumen de catalizador, que comprende los pasos de: proporcionar una alimentación de hidrocarburo que tiene una característica inicial; alimentar la alimentación de hidrocarburo y una primera porción del gas que contiene hidrógeno de una forma en co-corriente a una primera zona de hidroprocesamiento que contiene una primera porción del catalizador para proporcionar un primer producto de hidrocarburo; proporcionar una zona de hidroprocesamiento adicional que contiene el resto del catalizador; alimentar el primer producto de hidrocarburo en una forma de co-corriente con el resto del gas que contiene hidrógeno a la zona adicional de hidroprocesamiento para proporcionar un producto final de hidrocarburo que tiene una característica final que se mejora en comparación a la característica inicial, en donde la primera porción de gas que contiene hidrógeno esta entre aproximadamente 30 y aproximadamente 80 % en volumen de la-velocidad de flujo conocida del gas que contiene hidrógeno y la primera porción del catalizador esta entre aproximadamente 30 y aproximadamente 70 % en peso del volumen de catalizador.
2. 2. El proceso según la reivindicación 1, en donde la característica inicial es un contenido inicial de azufre y la característica final es un contenido final de azufre que es m_ ... que el contenido inicial de azufra.
3. 3. El proceso según la reivindicación 2, en donde el contenido final de azufre es menos que o igual a aproximadamente 50 wppm en base al peso del producto final.
4. 4. El proceso según la reivindicación 2, en donde el contenido final de azufre es menos que o igual a aproximadamente 10 wppm.
5. 5. El proceso según la reivindicación 1, en donde la primera zona de hidroprocesamiento es una primera zona de hidrodesulfurización.
6. 6. El proceso según la reivindicación 5, en donde la zona adicional de hidroprocesamiento comprende una zona adicional de hidrodesulfurización .
7. 7. El proceso según la reivindicación 6, en donde la primera zona de hidrodesulfurización y la zona adicional de hidrodesulfurización producen cada una fase gaseosa que contiene sulfuro de hidrógeno, hidrógeno y reacciones volátiles de hidrocarburos y que comprende además alimentar la fase gaseosa a un separador de baja temperatura para separar una fase líquida que contiene las fracciones volátiles de hidrocarburo y una fase gaseosa que contiene sulfuro de hidrógeno e hidrógeno y combinar las fracciones volátiles de hidrocarburo con alimentación de hidrocarburo .
8. 8. El proceso según la reivindicación 1, en donde el catalizador comprende un catalizador de hidroprocesamiento .
9. 9. El proceso según la reivindicación 1, en donde la alimentación de hidrocarburo es una alimentación Diesel .
10. 10. El proceso según la reivindicación 1, en donde la alimentación de hidrocarburo es una alimentación de gasóleo.
11. 11. El proceso según la reivindicación 1, en donde la alimentación de hidrocarburo es una mezcla de alimentación de nafta y Diesel.
12. 12. El proceso según la reivindicación 1, en donde la alimentación de hidrocarburo es una mezcla de alimentación de Diesel y gasóleo.
13. 13. El proceso según la reivindicación 1, en donde la alimentación de hidrocarburo es una alimentación de nafta, y que comprende además alimentar un producto de la primera zona de procesamiento y la zona adicional de hidroprocesamiento a un condensador para proporcionar una fase líquida de nafta y fase gaseosa de hidrógeno y sulfuro de hidrógeno.
14. 14. El proceso según la reivindicación 1, en donde la zona adicional de hidroprocesamiento comprende una pluralidad de zonas de hidroprocesamiento, y en donde el resto del catalizador y el resto del gas que contiene hidrógeno se distribuyen entre la pluralidad de zonas de hidroprocesamiento .
15. 15. El proceso según la reivindicación 14, en donde la pluralidad de zonas de hidroprocesamiento se conectan en serie para recibir secuencialmente el primer producto de hidrocarburo en forma de co-corriente con una porción del resto del gas que contiene hidrógeno.
16. 16. Un sistema para hidroprocesar una alimentación de hidrocarburo con una velocidad conocida de flujo del gas que contiene hidrógeno y un volumen de catalizador de hidroprocesamiento, que comprende: una primera zona de hidroprocesamiento que contiene una primera porción del catalizador de hidroprocesamiento y que tiene una entrada para recibir en co-corriente una alimentación de hidrocarburo y una primera porción de la velocidad conocida de flujo del gas que contiene hidrógeno; y una zona adicional de hidroprocesamiento que contiene el resto del catalizador de hidroprocesamiento y que tiene una entrada para recibir en co-corriente un producto de hidrocarburo de la primera zona de hidroprocesamiento y el resto de la velocidad conocida de flujo del gas que contiene hidrógeno en donde la primera porción del catalizador de hidroprocesamiento esta entre aproximadamente 30 y aproximadamente 70 % en peso del volumen del catalizador de hidroprocesamiento.
17. 17. El sistema según la reivindicación 16, en donde la primera zona de hidroprocesamiento es una zona de hidrodesulf rización que contiene un catalizador de hidrodesulfuri zación .
18. 18. El sistema según la reivindicación 16, en donde las zonas adicionales de hidroprocesamiento comprenden al menos una zona adicional de hidrodesulfurización que contiene un catalizador de hidrodesulfurización .