MX2013014391A

MX2013014391A - Proceso y aparato para producir hidrocarburos liquidos.

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Publication number: MX2013014391A
Application number: MX2013014391A
Authority: MX
Inventors: Steen Brummerstedt Iversen
Original assignee: Steeper Energy Aps
Priority date: 2011-06-10
Filing date: 2012-06-11
Publication date: 2014-08-21
Also published as: MX366306B; PL2718404T3; EP2718404A2; AU2012266930A1; AU2017245471A1; ES2864588T3; AU2017245473A1; DK2718404T3; MX360476B; EP3848437A1; NZ618515A; CA2807887A1; RU2013153488A; EP3854862A1; CN103717711A; US10150920B2; AU2017245471B2; CN103717711B; BR112013031803A2; LT2718404T

Abstract

La invención se refiere a un proceso continuo para convertir material carbonáceo contenido en uno o más materiales de alimentación en un producto hidrocarburo líquido, los materiales de alimentación incluyen material carbonáceo que está en una mezcla de alimentación que incluye uno o más fluidos, los fluidos incluyen agua y adicionales compuestos orgánicos líquidos al menos producidos parcialmente por el proceso en una concentración de al menos l en peso, en donde el proceso comprende convertir al menos parte del material carbonáceo al someter a presión la mezcla de alimentación a una presión en el intervalo de 250-400 bar, calentar la mezcla de alimentación a una temperatura en el intervalo de 370-450°C y mantener la mezcla de alimentación a presión y calor a los intervalos de presión y temperatura deseados en una zona de reacción por un tiempo predefinido; enfriar la mezcla de alimentación a una temperatura en el intervalo de 25-200°C y expansión de la mezcla de alimentación a una presión en el intervalo de 1-70 bar, de esta manera provocando que el material carbonáceo se convierta a un producto hidrocarburo líquido y separar de la mezcla de alimentación convertida una fracción que comprende producto hidrocarburo líquido.

Description

PROCESO Y APARATO PARA PRODUCIR HIDROCARBUROS LÍQUIDOS Campo de la Invención La presente invención se refiere al campo de producir hidrocarburos líquidos a partir de materiales carbonáceos . En particular se refiere a un proceso y aparato mejorados para realizarlo en una forma eficiente, económica y ambientalmente sostenible.

Antecedentes de la Invención El mundo está enfrentando fluctuaciones en precios de petróleo crudo, así como retos en cuanto a seguridad de energía, estabilidad y crecimiento económico. Las adicionales consideraciones ambientales relacionadas al cambio climático debido al "efecto invernadero" cada vez más entran en foco. Además, una cantidad de fuentes de energía convencionales tales como el petróleo se están agotando. Esto requiere un uso más eficiente y sostenible de recursos, incluyendo recursos no convencionales y alternos.

Por lo tanto, hay un gran y creciente interés global en nuevas tecnologías para la producción de hidrocarburos líquidos a partir de recursos abundantes de bajo valor tales como lignita, turba, biomasa, residuos y desecho. Una característica general de estos recursos de bajo valor es que típicamente tienen alto contenido de humedad, un contenido de oxígeno en una base libre de cenizas secas en el intervalo de 20-60% y un contenido de cenizas en el intervalo de una pequeña cantidad en por ciento a más de 50% en peso, que resulta en bajo valor de calentamiento como se recibe.

Las tecnologías para producción de hidrocarburos líquidos no convencionales se conocen, por ejemplo la producción de hidrocarburos líquidos a partir del carbón, se han conocido por más de 150 años. La pirólisis o carbonización a alta temperatura es otra ruta bien conocida para producción de hidrocarburos líquidos a partir de combustible sólido. Dependiendo del proceso específico, la corriente de alimentación puede calentarse a una temperatura en el intervalo de 450 a 1000°C en la ausencia de oxígeno, desplazando los compuestos volátiles y dejando un producto de coque . Los rendimientos de hidrocarburos pueden ser de variación amplia a intervalos de 10 a 75% dependiendo del contenido volátil de las corrientes de alimentación especificas y las condiciones de proceso. En general, un rápido calentamiento (rápida pirólisis) y cortos tiempos de residencia proporcionan los más altos rendimientos. Sin embargo, la pirólisis se limita a corrientes de alimentación secas, por ejemplo contenido de humedad de hasta aproximadamente 10% en peso. Además, como sólo una conversión muy limitada del hidrocarburo líquido producido ocurre durante el procesamiento, los hidrocarburos líquidos producidos tienen un alto contenido de oxígeno y agua, y los hidrocarburos líquidos producidos consecuentemente tienen un bajo valor de calentamiento. Además, los hidrocarburos líquidos no se mezclan con petrodiésel y petróleo crudo, y son corrosivos y susceptibles a polimerización que hace difícil su almacenamiento a largo plazo. Esto limita el uso directo de estos líquidos hidrocarburos pirolíticos. La mejora de hidrocarburos pirolíticos puede realizarse por hidrodeoxigenación o al agregar hidrógeno durante el proceso de pirólisis. Sin embargo, aunque estos procesos de hidrogenación son técnicamente factibles, contribuirán en forma significante a los costos de producción ya que no se retira oxígeno por la pirólisis, y la. producción de hidrógeno es relativamente costosa.

La licuefacción indirecta de carbón al producir primero un gas de síntesis por gasificación térmica y subsecuente conversión en hidrocarburos líquidos por la ruta Fischer-Tropsch, se ha practicado por Sasol en Sudáfrica desde 1950. Shell y ExxonMobil han desarrollado tecnologías similares para producción de hidrocarburos líquidos a partir de gas natural. Gasificación indirecta se caracteriza por ser muy intensa en capital y tener eficiencias relativamente bajas. Típicamente, la eficiencia de energía para conversión de carbón a hidrocarburos líquidos está en el intervalo de 30-50%.

La producción de hidrocarburos líquidos por disolución de carbón en un solvente en la presencia de altas presiones de hidrógeno y catalizadores de hierro para producir líquidos de alto punto de ebullición, se conoce como el proceso Bergius, Pott Broche o I.G. Farben, y se empleó para producir gasolina durante la Segunda Guerra Mundial, las características comunes son disolución de una alta proporción de carbón en un solvente a temperatura elevada, seguido por hidro piezo-pirólisis del carbón disuelto con hidrógeno y un catalizador. Los procesos difieren en el número de etapas, condiciones de proceso y catalizadores específicos aplicados.

La producción de hidrocarburos líquidos a partir de material de alimentación diferente a carbón también se realiza por las técnicas de pirólisis, de licuefacción indirecta y directa descritas anteriormente. Sin embargo, es común para todos ellos que todos requieren corrientes de alimentación relativamente secas. Un aspecto fundamental es la diferencia en la estequiometria de la corriente de alimentación y los combustibles hidrocarburos líquidos. Por ejemplo, la madera seca puede ser representada por la fórmula CHi,4O0,7/ mientras que combustibles hidrocarburos líquidos pueden ser representados por la fórmula CH2 : CHi^Oo,? CH2 Estos fundamentales resultan en una necesidad indispensable por adición de hidrógeno y/o eliminación de carbono durante el procesamiento para adaptación de la proporción H/C y eliminación de oxígeno. La eliminación de carbón como residuo carbonoso y C02 reduce los rendimientos máximos a obtener de los hidrocarburos deseados, mientras que la producción de hidrógeno es relativamente costosa y contribuye significativamente a la complejidad y reduce la eficiencia de estos procesos. Por lo tanto, para hacer viables estos procesos, requieren una muy gran escala y de esta manera se vuelven muy intensos en capital (UK DTI, Coal Liquefaction, Cleaner Coal Programme, Technology Status Report 010, October 1999) .

Por lo tanto, hay un gran interés en desarrollar mejoradas técnicas de producción para hidrocarburos líquidos que no sufren de las desventajas descritas anteriormente. La conversión del material de alimentación en agua a presión a temperaturas elevadas es una ruta que ha atraído atención significante sobre las recientes décadas. Estas técnicas en general se denominan procesamiento hidrotérmico y en general convierten el material de alimentación en un producto hidrocarburo líquido, un producto de residuo carbonoso, una fase de agua que comprende orgánicos solubles en agua, un gas y un producto mineral.

Una ventaja del procesamiento hidrotérmico es que el agua se mantiene bajo presión de manera tal que se mantiene en su estado líquido y/o supercrítico lo que significa que durante el procesamiento no ocurre transición de fases en vapor. Por lo tanto, la pérdida de energía en la forma de calor latente de evaporación, no requiere suministrarse, y de esta manera, se eliminan los procesos consumidores de energía tales como evaporación o destilación. Esto hace a estos procesos muy eficientes en energía particularmente para corrientes de alimentación húmedas.

El agua, en la vecindad de su punto crítico (374 °C, 221 bar) obtiene propiedades físicas que son muy diferentes del agua a condiciones ambiente, por ejemplo el producto de disociación del agua es más de tres órdenes de magnitud superior, cambia su polaridad de un solvente polar a un solvente no polar, resistencias de transferencia térmica y de masa interfaces se reducen de manera significante y de esta manera se mejoran las velocidades de transferencia térmica y de masas.

Debido a estas propiedades del agua en la vecindad de su punto crítico, el agua puede servir tanto como un medio de reacción, un catalizador para reacciones catalizadas por ácido y base, y como un reactivo y fuente de hidrógeno en el proceso de conversión.

Por lo tanto, el procesamiento hidrotérmico mantiene el potencial para reducir el contenido de oxígeno de material de alimentación oxigenado húmedo con menores pérdidas de energía parasitarias y con menos hidrógeno requerido debido a la formación de hidrógeno in situ.

Una excelente revisión del estado de la técnica de estos procesos hidrotérmicos y reacciones químicas características para conversión de macromoléculas orgánicas se da en A. Peterson et al, "Thermochemical biofuel production in hydrothermal media: A review of sub- and supercritical water technologies, Energy Environ. Sci., 2008, 1, 32-65.

La desoxigenación pasa a través de reacciones de deshidratación, descarboxilación e hidrogenación. Sin embargo, las rutas de reacción son complejas y en una gran medida desconocidas excepto por moléculas simples. Macromoléculas carbonáceas pueden someterse a diversas reacciones incluyendo hidrólisis, deshidratación, descarboxilación, reformación con vapor, desplazamiento de gas de agua, piezo-pirólisis con vapor, reacción Bouduard, hidrogenación, metanación, Fischer-Tropsch, condensación aldol, esterificación, síntesis de metanol, etc. La velocidad de las reacciones individuales y la extensión a la cual procede la conversión por rutas de reacción específicas, dependen de una cantidad de factores.

Los procesos difieren en las condiciones de operación específicas y el diseño y organización de procesos se aplican por ejemplo el material de alimentación, el contenido de sólidos secos en la alimentación, el contenido de cenizas de la alimentación, la presión y temperatura de operación, el pH, los catalizadores y otros aditivos presentes en diferentes partes del proceso, el tiempo de residencia en partes diferentes del proceso, la integración de calor, las técnicas de separación aplicadas incluyendo manejo adicional y mejora de productos etc.

Todos estos factores tienen influencia en la distribución, rendimientos y calidad de los productos elaborados, es decir la cantidad y calidad de hidrocarburos líquidos, la cantidad y calidad de residuo carbonoso, la cantidad de componentes orgánicos contenidos en la fase de agua, y la cantidad y calidad de gas, y la cantidad y calidad de producto mineral. Además influyen en la eficiencia total del proceso, es decir la pérdida de energía parasitaria y recuperación de energía total en el o los productos deseados, cantidad de consumibles empleados, la robustez y complejidad del proceso así como la economía del proceso total.

Varios procesos de conversión hidrotérmica de biomasa y otras macromoléculas carbonáceas están en desarrollo o demostración incluyendo procesos hidrotérmicos que producen residuos carbonosos o un residuo sólido como producto principal, gasificación húmeda térmica, gasificación catalítica y licuefacción hidrotérmica para producir hidrocarburos líquidos .

Procesos para la producción de coque/productos de residuos carbonosos por deshidratación hidrotérmica supercrítica y/o despolimerización parcial se han desarrollado. Ejemplos de procesos hidrotérmicos que se comercializan son el proceso Slurycarb por Enertech (N.L. Dickinson, WO95/014850, www.enertech.com) , el proceso K-fuel por Evergreen Energy (R.F. Hogsett, EP2,287,279 , www . evergreen . com) , y el proceso JGC Coal Fuel por JGC Corporation (M. Tsurui et al, US6,132,478, www. j ge . co . j /enindex . html ) . Comunes a estos procesos son el objetivo de producir un producto de residuo carbonoso parcialmente despolimerizado como el producto principal y que operan a relativamente bajas presión (50-150 Bar) y temperatura (200-300°C) .

La gasificación húmeda térmica se dirige a producir gas por descomposición térmica sin aplicar un catalizador heterogéneo. Típico de estos procesos es que operan a temperaturas en el intervalo de 500-700°C y presiones sobre la presión crítica del agua. La corrosión es severa en estas condiciones, y aplica muy altas demandas en materiales de construcción (A. Peterson et al, 2008) . Por lo tanto, se dirige un interés considerable a procesos de gasificación que aplican un catalizador heterogéneo para disminuir la temperatura requerida para que proceda la gasificación con una velocidad de rendimiento razonables (A. Peterson et al, 2008; M. Osada et al, 2006; F. Vogel et al, US2009/0126274 ; D.C. Elliott et al, WO2009/099684) . Puede proceder gasificación catalítica a temperaturas de operación en el intervalo de 400 a 500°C. Sin embargo, el uso de catalizadores heterogéneos requiere eliminación eficiente de partículas suspendidas antes de contacto con el catalizador heterogéneo para evitar obturación o taponamiento del rector (A. Peterson et al, 2008; F. Vogel et al; US2009/0126274 ; D.C. Elliott et al, O2009/099684 ) . El progreso se realiza en esta dirección (F. Vogel et al; US2009/0126274 ; D.C. Elliott et al, WO2009/099684) . Ninguna planta de gasificación hidrotérmica se ha comercializado todavía (A. Peterson et al, 2008) .

Los procesos hidrotérmicos para producción de hidrocarburos líquidos a partir de materiales carbonáceos en general se realizan a presión suficiente para evitar evaporación del fluido, y a menores temperaturas que los procesos de gasificación hidrotérmicos, para llevar al máximo rendimiento de los productos de hidrocarburos líquidos . Típicamente, la presión está en el intervalo de entre 40 a 200 bar y la temperatura en el intervalo de 200 a 370 °C (A. Peterson, 2008) . Algunos de los procesos previos más significantes se describen a continuación.

Shell desarrolló el proceso así denominado HTU para producción de líquidos que contienen hidrocarburos a partir de biomasa (Annee et al, EP 0,204,354) . El proceso convierte productos de biomasa tales como madera a temperaturas en el intervalo de 300 a 380°C y una presión sobre el punto de ebullición del agua, de preferencia en el intervalo 150 a 250 bar y tiempos de residencia de 3 a 10 minutos. No se empleó catalizador en el proceso. El calentamiento se realizó por una combinación de calentamiento indirecto y calentamiento por inyección de vapor directo. Un rendimiento de petróleo de 30-50% calculado como la proporción de masa de aceite a la masa de alimentación de biomasa seca se obtiene a partir de trozos de madera así como de residuo carbonoso (carbón) en una cantidad de 10 a 22% en peso, 20-25% de gas en peso y 20-23% de agua y solubles en agua en peso. El aceite o petróleo producido contiene hasta 20% de oxígeno en peso. Una modalidad comprende reciclar un líquido sustancialmente acuoso a una etapa de pretratamiento para incrementar la eficiencia térmica y reducir el consumo de agua.

Un desarrollo adicional del proceso HTU anterior, se describe por Van de Beld et al., en la Patente de los E.U.A. Número 7,262,331. El desarrollo adicional incluye someter a presión el material de alimentación de preferencia 130 a 180 bar, calentar a una temperatura en el intervalo de 180-280°C y mantener a estas condiciones en un período de hasta 60 minutos para producir una mezcla de reacción, que además se calienta a una temperatura en el intervalo de 280 a 350°C sobre un periodo de hasta 60 minutos. Una opción incluye separación de una fracción líquida que contiene compuestos fermentables a partir de la mezcla antes de calentar a la temperatura de reacción. El calentamiento se realiza por una combinación de calentamiento indirecto, inyección directa de vapor, inyección directa de un gas que contiene C02 precalentado y/o un gas que contiene oxígeno. El proceso resulta en un hidrocarburo crudo líquido con un contenido de oxígeno a 10-25% en peso, una fracción de minerales de 0.5-10% en peso y con aproximadamente 50% de los hidrocarburos líquidos que hierven sobre 450°C. La fracción pesada tiene un contenido de oxígeno de 10-20% en peso y contenido mineral de 0.5 a 25% en peso, y la fracción ligera tiene un contenido de oxigeno de 5 a 25% y un contenido mineral menor a 0.5% en peso.

Yokoyama et al (US 4,935,567) describen un proceso para producir un producto hidrocarburo líquido a partir de biomasa celulósica, tal como madera por tratamiento de la biomasa por conversión de la biomasa a una presión de 3 a 100 atm y a una temperatura de 25°C a 400°C (372 a 378°C preferida) en la presencia de un líquido orgánico que contiene oxígeno neutro en la forma de alcoholes, cetonas, éteres, ésteres y sus mezclas. Una modalidad particularmente preferida es cuando el líquido orgánico que contiene oxígeno neutro es acetona. El líquido que contiene oxígeno se reclama que acelera las reacciones y hace más fácil el separar el producto licuado de la mezcla de reacción. Otra modalidad incluye el uso ' de un catalizador alcalino en una concentración de 1 a 10% en peso de la biomasa seca. El catalizador alcalino puede emplearse en una cantidad de manera tal que la mezcla de reacción tenga un pH en el intervalo de 10-14 y de preferencia en el intervalo. El contenido de sólidos secos de la biomasa está preferiblemente en el intervalo de 5 a 20% en peso (5-20 partes) . El producto se separó por decantado (fase de aceite más pesada que el agua) , y por destilación subsecuente para separar el agua. Los productos de hidrógeno licuados producidos tuvieron valores caloríficos entre 24.5 MJ/Kg y 35.5 MJ/kg y contienen 14-31% de oxígeno en peso. La mayoría de los aceites solidificaron a temperatura ambiente y no se consideran estables a temperatura ambiente. Un experimento realizado a 375°C produce aceite que no solidifica a temperatura ambiente. Aunque la patente describe algunas partes que pueden ser atractivas, los rendimientos logrados se consideran como muy bajos, es decir 20-25% del peso de biomasa seca. El contenido de oxígeno del producto de hidrocarburo líquido producido se considera alto a pesar de los valores caloríficos relativamente altos. Además puede notarse que la presión aplicada no es suficientemente elevada para asegurar que la mezcla fluida esté en una sola fase. Considerando que la mezcla fluida comprende agua pura, el fluido estará en una fase vapor en todo el intervalo de temperatura de 200 a 400°C, y a 100 atm el fluido estará en forma líquida hasta 312°C, y una forma vapor de 312 a 400°C. Esto se considera insuficiente de acuerdo con la presente invención.

Humfreys ( O2009/015409) describe un proceso para convertir materia orgánica tal como lignita o lignito, lignina, celulosa, hemicelulosa, desechos orgánicos, plástico o un polímero genérico, en productos incluyendo mezclarlo con un líquido supercrítico que comprende uno o más del grupo que consiste de agua, metanol y etanol a una presión mayor que 220 bar (más de 300 bar) y temperaturas en el intervalo 350 a 420°C. Los productos elaborados por el proceso incluyen fracciones de aceites pesados, referidos como aceite, asfáltenos y pre-asf ltenos , y también dan por resultado residuo carbonoso, gas (primordialmente dióxido de carbono) y el agua producida como los productos principales. El proceso descrito en muchas formas es muy similar al proceso HTU descrito anteriormente en relación a las descripciones por Annee et al and Van de Beld et al con diferencias principales que solo la presencia de metanol y/o etanol en el fluido y/u operación a superiores presiones y/o temperaturas.

Iversen et al. (WO2006/1170002A3) describe un proceso catalítico, en donde material orgánico se convierte en combustibles hidrocarburos con alta eficiencia. En este proceso, materia orgánica tal como biomasa, desechos y fangos se convierte por presión de la materia orgánica a cuando menos 225 bar, y calentar el fluido que comprende la materia orgánica a una temperatura de al menos 200°C en la presencia de un catalizador homogéneo (que comprende cuando menos un compuesto de un elemento del grupo IA de la tabla periódica de los elementos, tal como al menos un compuesto de potasio y/o sodio) , y subsecuentemente poner en contacto el fluido que contiene materia orgánica con un catalizador heterogéneo (que comprende un compuesto de al menos un elemento del grupo IVB de la tabla periódica tal como zirconia o dióxido de zirconio, óxido de titanio y/o alfa alumina a una temperatura de hasta 374 °C, mientras que mantiene el fluido a pH de al menos 7. En una modalidad preferida descrita, el calentamiento se realiza en una forma secuencial y el efluente caliente del reactor heterogéneo, que contiene los productos de reacción y/o productos de reacción intermedios, al menos se recicla parcialmente y mezcla con la mezcla de alimentación después de calentar a más de 200°C. El fluido combinado de la mezcla de alimentación de ingreso y el efluente reactor re-circulado además se calienta a una temperatura de reactor en un calentador de ajuste. Ejemplos acompañantes indican hasta 40% del carbón y hasta 76% de la energía contenida en la alimentación que se recupera como un hidrocarburo líquido (aceite) .

A pesar de que las tecnologías hidrotérmicas tienen muchos beneficios potenciales sobre los métodos convencionales del procesamiento de biomasa y otras macromoléculas orgánicas a combustibles y productos químicos útiles, el hecho permanece en que estas tecnologías todavía no se han comercializado ampliamente (A. Peterson et al, 2008) .

Hay una cantidad de retos que pueden atenderse para mejorar la efectividad de procesamiento. Estos incluyen: • Los procesos de gasificación que operan sin un catalizador heterogéneo a temperaturas en el intervalo 450- 700°C, demandan materiales especializados para soportar la alta temperatura y el ambiente corrosivo en estas condiciones (e.g. A. Peterson et al, 2008) .

• Los procesos efectivos y económicamente viables demandan un material de alimentación a una alta carga de solidos secos, por ejemplo, al menos 20% en peso. La reducción en tamaño y alimentación de este material de alimentación son difíciles ya que puede tener una apariencia sólida y alta viscosidad, particularmente para materiales fibrosos, y pueden bloquear orificios y contra válvulas en bombas. Un inadecuado pre-tratamiento y/u homogenización y/o diseño de bomba ha limitado un número de procesos para operar a bajo contenido de sólidos secos, que somete a prueba la economía de estos procesos (e.g. A. Peterson et al, 2008; M. Osada et al, 2006) .

Cierto material de alimentación contiene una alta cantidad de sales y compuestos inorgánicos que pueden llevar a precipitación, incrustación y taponado de tuberías, superficies de transferencia térmica, reactores y otro equipo de proceso si no se manejan adecuadamente (e.g. A. Peterson et al, 2008; Osada, et al, 2006) .

Los procesos que aplican catalizadores heterogéneos para producción de gas de síntesis y crudos de síntesis, se aplican en una cantidad de procesos para reducir la temperatura operativa y/o incrementar el rendimiento de producto deseado. El éxito de estos procesos ha sido variante. Una cantidad de procesos se han desarrollado en donde catalizadores inadecuados que no soportan condiciones de procesamiento hidrotérmicas se han aplicado. Además, la aplicación de estos catalizados heterogéneos tienden a obturar o taponar los reactores y poros de catalizador si no se diseñan adecuadamente para altas cargas de impurezas y/o eliminación eficiente de partículas suspendidas antes de que se realicen los reactores catalíticos (A. Peterson et al, 2008, Vogel et al, US2009/0126274A1, Elliott et al, WO2009/099684A3 ) .

Los procesos son susceptibles para formación de alquitrán y de residuos carbonosos si las etapas de proceso y las condiciones de operación no se seleccionan adecuadamente. La formación de alquitranes y residuos carbonosos puede resultar en incrustación incrementada y resulta en un proceso menos eficiente debido a la formación de residuos sólidos en lugar de los puntos deseados (Vogel et al, US US2009/0126274A1) .

Algunos materiales de alimentación tales como lignita, carbones sub-bituminosos y biomasas de alto contenido de lignina son susceptibles a formación de alquitrán y residuos carbonosos y a menudo producen cantidad significante de residuos sólidos.

Los compuestos orgánicos solubles en agua en procesos hidrotérmicos de la técnica previa para producción de hidrocarburo líquido, puede comprender 5 a. 70% del carbono y 10 a 60% de la energía contenida en el material carbonáceo que se alimenta al proceso, dependiendo del material carbonáceo especifico y/o combinación de materiales carbonaceos que se convierten, etapas de proceso y parámetros de proceso específicos para el proceso de conversión hidrotérmica (e.g. Hammerschmidt et al, 2011) . Además de representar una pérdida de proceso que reduce el rendimiento de productos deseados, estos productos orgánicos solubles en agua pueden considerarse como contaminantes que aumentan los requerimientos de tratamiento y purificación del efluente agua.

Los catalizadores homogéneos tales como potasio y sodio se conocen bien que mejoran la degradación y conversión de macromoléculas orgánicas en la mezcla de alimentación y suprimen la formación de coque y residuo carbonoso para ambos procesos de gasificación y licuefacción (A. Peterson, 2008; S. Karagóz et al, 2006; T. Bhaskar et al, 2006; Hammerschimidt , 2011) . Sin embargo, estos catalizadores homogéneos son relativamente costosos, y deben recuperarse o reutilizarse para lograr un proceso económicamente viable (A. Peterson et al; 2008) .

Por lo tanto, un proceso y aparato mejorados para producción de hidrocarburos líquidos como producto principal y que no sufren de problemas y desventajas de la técnica previa son ventajosos y deseables.

De acuerdo con esto, un objeto de la invención es proporcionar un proceso mejorado para la producción de hidrocarburo líquido, y además proporcionar un aparato mejorado para la producción de hidrocarburo líquido.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN De acuerdo con la invención el objetivo de la invención se ha logrado mediante un proceso continuo para convertir material carbonáceo contenido en uno o más materiales de alimentación en un producto de hidrocarburo líquido, los materiales de alimentación incluyen el material carbonáceo que es una mezcla de alimentación que incluye uno o más fluidos, los fluidos incluyen agua y compuestos orgánicos líquidos adicionales al menos producidos parcialmente por el proceso en una concentración de al menos 1% en peso, el proceso comprende: convertir al menos parte del material carbonáceo por: someter a presión la mezcla de alimentación a una presión en el intervalo de 250-400 bar calentar la mezcla de alimentación a una temperatura en el intervalo de 370-450 °C; y mantener la mezcla de alimentación sometida a presión y calentada a los intervalos de presión y temperatura deseados en una zona de reacción por un tiempo predefinido; enfriar la mezcla de alimentación a una temperatura en el intervalo 25-200 °C y expansión de la mezcla de alimentación a una presión en el intervalo de 1-70 bar, de esta manera provocando que el material carbonáceo se convierta a un producto hidrocarburo líquido; y separar una fracción que comprende producto de hidrocarburo líquido.

Al realizar el proceso con los parámetros especificados se ha logrado un proceso más efectivo y, por lo tanto, un producto hidrocarburo más competitivo puede lograrse .

De preferencia, la concentración del compuesto orgánico líquido como mínimo contenido en la mezcla de alimentación es cuando menos 5% en peso de preferencia a cuando menos 10% en peso más preferiblemente cuando menos 20% en peso.

El compuesto orgánico como mínimo se agrega en una concentración de al menos 1% en peso y puede comprender un intervalo de diferentes compuestos incluyendo alcoholes y polialcoles, cetonas, ácidos carboxílicos , aminoácidos, aldehidos, éteres, ásteres, aminas, amidas, piróles, Índoles, catecoles, fenoles, piperidona, ciclopentanonas, ciclopentenonas, tolueno, ácidos fenólicos tales como ácido ferúlico, ácido benzoico, flavonoides tales como flavonas, flavenoles, ácido cumárico y/o ácido cinámico, derivados de ácido hidroxicinámico, monómeros de lignina (monolignoles) tales como p-coumaril alcohol, coniferil alcohol y/o sinapil alcohol y otros derivados de fenol tales como polifenoles, fenoles alquilados monoméricos y oligoméricos, cresol, catecoles, fenoles alcoxi timol, ciclohexanos alquilados, ciclopentanos alquilados, tolueno, compuestos aromáticos mono- y polinucleares tales como aromáticos substituidos, quinonas y benzoquinonas , ántrax quinona, fenantreno quinona, acenafefteno quinona, crisen quinona, difenoquinona, estriben quinona, nafodiquinonas , tetralina, nafteños, preasfáltenos , asfáltenos, poliaromáticos , ácidos grasos, lípidos, grasa, ceras, paráfinas, alcanos, alquenos y sus combinaciones.

Un material carbonáceo, en el presente contexto, significa un material que contiene carbono. El material carbonáceo deberá interpretarse en términos amplios y puede estar contenido en uno o más materiales de alimentación tales como biomasa antigua (por ejemplo: lignita y turba) , lignina, materiales celulósicos tales como biomasa y desechos incluyendo plásticos (polímeros hechos por el hombre) . Lo carbonáceo puede estar en forma sólida, tener una apariencia substancialmente sólida, o estar suspendido, disuelto y/o en fango en un fluido tal como lodo o incluso en forma líquida. Materiales carbonaceos de acuerdo con la presente invención además se ejemplifican en la adicional descripción y los ejemplos y reivindicaciones acompañantes.

El producto hidrocarburo líquido, en el presente contexto, significa un combustible tal como un aceite o una substancia de tipo aceite, aditivos de combustibles, y otros productos hidrocarburos y productos químicos comercialmente útiles. El producto hidrocarburo líquido puede ser un crudo que además puede mejorarse y/o refinarse. El producto de hidrocarburo líquido puede contener oxígeno y/o agua y/o cenizas .

El efecto de la presencia del uno o más compuestos orgánicos líquidos a la presión y temperaturas durante la segunda etapa de conversión se considera que son multifuncionales . Pueden funcionar como estabilizante y/o dispersante asistiendo en homogenizar la mezcla de alimentación tal como reducir la viscosidad y/o disminuir la sedimentación y/o precipitación durante el proceso de conversión. Además pueden actuar como un solvente que ayuda en disolver y/o extraer el material carbonáceo de esta manera reduciendo la viscosidad de la mezcla de alimentación y/o mejorando la conversión hacia los productos deseados. Además, pueden actuar como depuradores de radicales que suprimen reacciones de polimerización tales como formación de alquitrán y residuo carbonoso y/o como donadores de hidrógeno durante el proceso de conversión, de esta manera incrementando el rendimiento y calidad de los productos hidrocarburos líquidos deseados. Además de esto, el uno o más compuestos líquidos orgánicos pueden funcionar como reactivos que pueden consumirse y/o involucrados en el proceso de conversión.

En una modalidad preferida, la proporción en peso de la concentración del uno o más compuestos orgánicos líquidos al peso del material carbonáceo sólido seco en la mezcla de alimentación es al menos 0.01 tal como una proporción en peso de al menos 0.025, y de preferencia la proporción en peso es al menos 0.05 tal que al menos 0.1 o al menos 0.2, y de preferencia la proporción en peso de los compuestos orgánicos como mínimo al peso de material carbonáceo sólido seco en la mezcla de alimentación está en el intervalo 0.05 a 2, tal como en el intervalo 0.1 a 0.15 o en el intervalo 0.10 a 1.0 e incluso más preferible la proporción en peso del uno o más compuestos orgánicos al peso del material carbonáceo sólido seco en una mezcla de alimentación está en el intervalo de 0.15 a 0.75 tal como en el intervalo de 0.2 a 0.5.

De preferencia, la mezcla de alimentación proporcionada contiene cuando menos un catalizador homogéneo en la forma de un compuesto de potasio y/o sodio para asegurar una concentración total de potasio y sodio de al menos 0.5% en peso, de preferencia 1-10% en peso, más preferible en el intervalo de 2-5% en peso. El catalizador homogéneo como mínimo en la forma de potasio y/o sodio, y el pretratamiento pueden incluir el controlar la concentración del catalizador homogéneo como mínimo al medir el contenido y justar la concentración agregando potasio y/o sodio en la forma de una sal o solución. Formas convenientes de potasio y sodio incluyen hidróxido de potasio, hidróxido de sodio, carbonato de potasio, carbonato de sodio, bicarbonato de potasio y bicarbonato de sodio. Además, en muchas aplicaciones de acuerdo con la presente invención, el catalizador homogéneo como mínimo puede estar al menos parcialmente contenido en uno o más materiales de alimentación, y el control de la concentración del catalizador homogéneo como mínimo puede involucrar el mezclar un material de alimentación que tiene una alta concentración de potasio y sodio con un material de alimentación que tiene una baja concentración del catalizador homogéneo en la forma de potasio y/o sodio.

La concentración del catalizador homogéneo como mínimo es de acuerdo con la presente invención de al menos 0.5% en peso y de preferencia la concentración del catalizador homogéneo como mínimo es de al menos 1% en peso y aún más preferible la concentración del catalizador homogéneo como mínimo en la forma de potasio y/o sodio está en el intervalo de 1 a 10% en peso tal como en el intervalo de 1 a 5% en peso y más preferible en el intervalo de 1 a 3% en peso tal como en el intervalo de 1.5 a 2.5% en peso.

De preferencia, la proporción en peso del uno o más compuestos orgánicos líquidos al peso seco de material carbonáceo en la mezcla de alimentación está en el intervalo de 0.1 a 2.0, de preferencia en el intervalo de 0.15 a 1.0, más preferible en el intervalo de 0.2-0.5.

De preferencia, la presión durante la etapa de conversión está en el intervalo de 275 a 350 bar, de preferencia de 290 a 330 bar, más preferible en el intervalo de 300 a 325 bar. De preferencia, la temperatura durante la etapa de conversión está en el intervalo 380 a 430°C, de preferencia 385 a 430°C, más preferido en el intervalo de 390 a 430°C tal como en el intervalo 400 a 430°C. La combinación de presión y temperatura de operación, la presencia de uno o más compuestos orgánicos líquidos y opcionalmente al menos un catalizador homogéneo en la forma de potasio y/o sodio de acuerdo con las modalidades preferidas del primer aspecto de la presente invención, resulta en una cantidad de ventajas relacionadas a procesamiento de un amplio intervalo de material carbonáceo incluyendo materiales difíciles tales como material de alimentación que tiene alto contenido de aromáticos tales como lignita, carbón sub-bituminoso, turba y lignina.

De preferencia, la mezcla de alimentación a la temperatura de entrada se somete a presión esencialmente a la presión de proceso deseada antes de que se inicie el calentamiento a la temperatura de proceso.

De preferencia, el pH durante la conversión está sobre 7 de preferencia en el intervalo de 8 a 12, y más preferible de 8-11, en donde el pH de la mezcla de alimentación se mide durante y/o después de la conversión y cuando la medición del pH está fuera del intervalo preferido, la composición de la mezcla de alimentación se altera para corregir el pH en la conversión.

De preferencia, el calentamiento de la mezcla de alimentación se lleva a cabo a una velocidad .de al menos 50°C/min, de preferencia 75°C/min, más preferido 100°C/min y aún más preferido 150°C/min en el intervalo de temperatura 140-300°C.

De preferencia, el tiempo de residencia en el reactor está en intervalo de 10 a 40 minutos, de preferencia en el intervalo de 10 a 30 minutos, más preferible en el intervalo de 10 a 25 minutos.

De preferencia, la velocidad del flujo promedio en tuberías en el proceso y/o a la entrada de la zona de conversión/reactor, es al menos 0.2 m/s, de preferencia en el intervalo de 0.2-5 m/s, más preferible 0.5-3 m/s.

De preferencia el proceso comprende recuperar las sustancias de la fracción residual restante después de separación de la fracción que comprende un producto hidrocarburo líquido, y en donde la recuperación se realiza en uno o más evaporadores y condensadores, y en donde el primero de los evaporadores se adapta para realizar una técnica de recompresión con vapor, incluyendo recompresión con vapor mecánica y/o recompresión térmica.

De preferencia, los evaporadores se calientan por vapor y el vapor al menos se produce parcialmente por el proceso .

De preferencia, al menos el primer evaporador comprende cuando menos dos condensadores que operan a temperaturas de condensación decrecientes.

De preferencia, la temperatura de condensación del primer condensador está en el intervalo 85-110°C, de preferencia en el intervalo 90-105°C y en donde la temperatura del último condensador se elige previamente para condensar compuestos que tienen un punto de ebullición inferior al agua, tal como la temperatura de condensación en el intervalo 20-80°C, de preferencia una temperatura de condensación en el intervalo 30 a 70°C, tal como una temperatura de condensación del último condensador en el intervalo 40-60 °C.

De preferencia, las sustancias que se recuperan comprenden orgánicos solubles en agua y/o catalizador homogéneo en la forma de potasio y/o sodio y las sustancias recuperadas son al menos recirculadas parcialmente en una forma concentrada e introducidas a la mezcla de alimentación.

De preferencia, el factor de concentración, como se define como la proporción en masa de la fracción residual alimentada a la etapa de recuperación a la masa de concentrado, es al menos 4 de preferencia la proporción en masa de la fracción residual que se alimenta a la etapa de recuperación a la masa de concentrado es al menos 5 más preferiblemente la proporción en masa de la fracción residual que se alimenta a la etapa de recuperación a la masa de concentrado es al menos 7.

De preferencia, la etapa de recuperación incluye un bioreactor para la producción de biomasa tal como algas y/o bacterias tal como una ciano bacteria.

De preferencia, las algas y/o bacterias en la etapa de recuperación se concentran y reciclan a la mezcla de alimentación.

De preferencia, el calentamiento para la conversión al menos se realiza parcialmente al introducir uno o más fluidos supercríticos , tales como fluido supercrítico sobrecalentado en la mezcla de alimentación.

De preferencia, el calentamiento realizado por la conversión es al menos realizado parcialmente al introducir un agente oxidante en la mezcla de alimentación.

De preferencia, la introducción del uno o más fluidos supercríticos y/o agente oxidante se realiza en una cámara de mezclado en forma de ciclón ubicado verticalmente , y en donde la mezcla de alimentación se introduce al centro desde la parte superior con una proporción de velocidad lineal promedio en la tubería de entrada a la velocidad lineal promedio mínima de los fluidos mixtos en la cámara de mezclado de al menos 2, y en donde el fluido supercrítico sobrecalentado y/o agente oxidante se introduce en la cámara en forma sustancialmente tangencial a la cámara de mezclado en una proporción de velocidad de al menos 4 y en donde la mezcla de alimentación parcial o totalmente convertida se retira de la cámara de mezclado en forma de ciclón desde el fondo .

De preferencia, la introducción del uno o más fluidos supercríticos y/o agente oxidante se realiza en una cámara de mezclado que tiene una entrada de forma cónica y una salida de forma cónica, las paredes de la entrada y salida de forma cónica tienen un ángulo respecto a la línea central de la cámara de mezclado máximo de 60° y en donde la mezcla de alimentación se introduce desde la parte superior con una proporción de velocidad lineal promedio en la tubería de entrada a la velocidad lineal promedio mínima de los fluidos mixtos en la cámara de mezclado de al menos 2, y en donde el fluido supercrítico sobrecalentado y/o agente oxidante se introducen en la cámara de mezclado con un ángulo a, en la dirección del flujo de al menos 20°, y en donde la proporción de velocidad lineal promedio del fluido supercrítico sobrecalentado y/o agente oxidante es al menos 4, y en donde la mezcla de alimentación parcial o totalmente convertida se retira de la cámara de mezclado desde el fondo.

De preferencia, el proceso comprende mejorar, en donde el producto de hidrocarburo líquido de la separación se calienta una temperatura en el intervalo de 350 a 600°C, a una presión en el intervalo de 0.5 a 30 bar, de esta manera produciendo al menos una fracción de hidrocarburo líquido y/o al menos una fracción de residuo sólido y/o al menos una fracción de gas y/o al menos una fracción acuosa.

De preferencia, al menos parte de la fracción acuosa se recicla a la etapa de recuperación y mezcla con la fracción residual de la separación.

De preferencia, la mejora es por calentamiento realizado en al menos 2 etapas .

De preferencia, la temperatura en la primera etapa de calentamiento se mantiene por debajo de 200°C, de preferencia por debajo de 180°C, más preferiblemente por debajo de 160°C, más preferible por debajo de 140°C y aún más preferible en el intervalo de 100 a 140°C.

De preferencia, el calor de la primera etapa de evaporación se recupera del enfriamiento y expansión de la mezcla de alimentación convertida.

De preferencia, un factor residual que comprende hidrocarburos líquidos y/o sólidos se retira de la primera etapa de calentamiento y alimenta a una segunda etapa de calentamiento, en donde se calienta a una temperatura de hasta 600°C, de preferencia en el intervalo de 400 a 550°C y más preferiblemente en el intervalo de 425-500°C.

De preferencia, la presión se mantiene en el intervalo de 2.5 a 10 bar.

De preferencia, al menos una fracción de la fracción residual calentada que comprende hidrocarburos líquidos se alimenta a un fraccionador.

De preferencia, la fracción evaporada se condensa y fracciona en dos o más etapas de condensación que tienen temperaturas de condensación predefinidas y decrecientes.

De preferencia, la temperatura de salida de los hidrocarburos líquidos no condensados en la primera etapa de condensación está en el intervalo de 340 a 400°C, de preferencia en el intervalo de 350-390°C, más preferiblemente en el intervalo de 360 a 380 °C.

De preferencia, la temperatura de salida de la segunda etapa de condensación está en el intervalo de 120 a 300 °C, de preferencia en el intervalo de 150 a 250 °C.

De preferencia, una fracción que no se condensa en una o más etapas de condensación comprende un gas combustible, y en donde el gas se quema para producir calor para calentamiento en el proceso.

De preferencia, se emplea un medio de enfriamiento en la condensación, y el calor que se transfiere al medio de enfriamiento se emplea para al menos suministrar parcialmente el calor requerido en la conversión.

De preferencia, la segunda etapa de calentamiento comprende dos o más recipientes o tambores que operan en un ciclo secuencial, y en donde el residuo sólido se deja que acumule dentro de los recipientes o tambores por un periodo predefinido.

De preferencia, la expansión al menos parcial de la mezcla de alimentación convertida en una etapa de separación instantánea, en donde la mezcla de alimentación convertida se separa en una fase gas y en una fase líquida, y en donde C02 líquido se recupera de la fase gas.

De preferencia, el proceso comprende recuperar C02 líquido e incluye una expansión a una presión en el intervalo de 50 a 70 bar y una primera etapa de enfriamiento de la fase gas a una temperatura en el intervalo de 35 a 80°C, y una segunda etapa de enfriamiento en la fase gas a una temperatura en el intervalo de 12 a 30°C.

De preferencia, la expansión y enfriamiento comprenden primero enfriar la mezcla de alimentación convertida a una presión de proceso hasta una temperatura en el intervalo de 100-200°C por intercambio térmico con la mezcla de alimentación de ingreso y subsecuentemente expansión de la corriente del producto enfriado en una o más etapas al menos una de las etapas de expansión comprende una expansión en un separador instantáneo a una presión en el intervalo de 50 a 70 bar, de esta manera produciendo una fase gas y una fase líquida, y subsecuentemente enfriar la fase gas en un primer condensador a una temperatura en el intervalo de 35 a 80°C, y enfriar la fase gas del primer condensador a una temperatura en el intervalo de 12-30°C, de esta manera produciendo un condensador que comprende C02 liquido .

Ventajosamente, se proporciona un pretratamiento antes del proceso principal para proporcionar un material de alimentación para el proceso en donde el pretratamiento comprende : - agregar al menos un material de alimentación con un tamaño de partículas máximo de 30 mm, y agregar un compuesto orgánico líquido en una cantidad de al menos 1% en peso.

De preferencia, el material de alimentación agregado tiene un tamaño de partículas máximo de 15 mm, de preferencia de 5 mm, más preferible de 1 mm, y aún más preferible de 0.5 mm.

De preferencia, el pretratamiento además comprende una división de las partículas en el material de alimentación para obtener el tamaño de partículas máximo deseado.

De preferencia, un compuesto orgánico líquido se agrega en una cantidad de al menos 5% en peso, de preferencia al menos 10% en peso, más preferido al menos 20% en peso.

De preferencia al menos un catalizador homogéneo se agrega en la forma de un compuesto de potasio y/o sodio para asegurar una concentración total de potasio y/o sodio de al menos 0.5% en peso, de preferencia 1-10% en peso más preferible en el intervalo de 2-5% en peso.

De preferencia, el pretratamiento además comprende pulpado químico.

De preferencia, el pretratamiento además comprende calentar la mezcla de alimentación a una temperatura de 50-200°C, de preferencia 90-160°C, a una presión de 1-20 bar, de preferencia 4-20 bar para evitar ebullición.

De preferencia, el pretratamiento tiene una duración de 5 minutos a 24 horas, de preferencia 10 minutos a 12 horas, más preferible 15 minutos a 6 horas y aún más preferible 20 minutos a 3 horas.

De preferencia, el contenido de sólido seco del material carbonáceo es al menos 20% en peso tal como 25% en peso, y de preferencia el contenido de sólidos secos del material carbonáceo es al menos 30% en peso tal como al menos 40% en peso.

De preferencia, el contenido de sólidos secos del material carbonáceo está en el intervalo de 20 a 70% en peso y de preferencia en el intervalo de 30 a 60% en peso.

Ventajosamente, dos o más materiales de alimentación se mezclan en la mezcla de alimentación, por ejemplo biomasa y turba y/o lignita.

El objetivo de la invención además se logra por un aparato para conversión continua de material carbonáceo contenido en uno o más materiales de alimentación en un producto hidrocarburo líquido, el material carbonáceo está en una mezcla de alimentación que incluye el material carbonáceo y uno o más fluidos, los fluidos incluyen agua, el aparato comprende : - al menos una bomba de alimentación para alimentar la mezcla de alimentación a la zona de procesamiento,- - un dispositivo para someter a presión adaptado para someter a presión la mezcla de alimentación a un valor de 250-400 bar; un dispositivo de calentamiento adaptado para calentar la mezcla de alimentación a presión a una temperatura de 370-450 °C - un dispositivo de conversión orientado verticalmente , adaptado para introducir la mezcla de alimentación a presión y calentada desde la parte superior, y mantenerla por un tiempo de conversión de 10-40 minutos y retirar la mezcla de alimentación convertida que se retira del fondo; un dispositivo de enfriamiento adaptado para enfriar la mezcla de alimentación tratada a una temperatura de 25-200 °C; - un dispositivo de expansión adaptado para reducir la presión de la mezcla de alimentación tratada a una presión de 1-70 bar, y un dispositivo de separación adaptado para separar un producto hidrocarburo líquido de la mezcla de alimentación tratada y sucesivamente enfriada y expandida.

De preferencia, el aparato de pretratamiento se proporciona antes de la bomba de alimentación.

De preferencia, el aparato de pretratamiento comprende un dispositivo adaptado para dividir partículas en el material de alimentación y mezclar en el material de alimentación y el agua y el compuesto orgánico líquido a una mezcla de alimentación con las propiedades de la mezcla de alimentación especificadas para el proceso.

Ventajosamente se proporcionan medios para recircular una fracción que comprende compuestos orgánicos líquidos y agregar la fracción en la mezcla de alimentación antes del dispositivo de presurización.

Una modalidad ventajosa adicional comprende medios para calentar el producto hidrocarburo líquido de la separación a una temperatura en el intervalo de 350 a 600°C, a una presión en el intervalo de 0.5 a 30 bar, de esta manera produciendo al menos una fracción de hidrocarburos líquidos y/o al menos una fracción de residuo sólido y/o al menos una fracción de gas y/o al menos una fracción acuosa.

De preferencia, el dispositivo de conversión comprende un reactor orientado verticalmente que tiene una entrada de forma cónica para introducir la mezcla de alimentación en la parte superior y una salida de forma cónica en el fondo, y en donde el ángulo de las paredes de la entrada cónica a la línea central del reactor es inferior a 60°, y en donde el ángulo de las paredes de la salida cónica a la línea central del reactor es inferior a 30°.

De preferencia, una cámara de mezclado en forma de ciclón colocada verticalmente se proporciona para la introducción del uno o más fluidos supercríticos y/o agente oxidante se realiza en, y en donde una entrada tangencial a la cámara de mezclado se proporciona para la introducción del fluido supercrítico sobrecalentado y/o agente oxidante en la cámara y una salida inferior se proporciona para retirar la mezcla de alimentación totalmente convertida de la cámara de mezclado en forma de ciclón.

De preferencia, una cámara de mezclado que tiene una entrada de forma cónica y una salida de forma cónica se proporciona para la introducción del uno o más fluidos supercrí icos y/o agente oxidante, las paredes de la entrada y salida de forma cónica tienen un ángulo a la línea central de la cámara de mezclado máximo de 60°, y en donde una entrada se proporciona con un ángulo a en la dirección del flujo de al menos 20° para la introducción del fluido supercrítico sobrecalentado y/o agente oxidante en la cámara de mezclado, y en donde una salida se proporciona en el fondo para retirar la mezcla de alimentación parcial o totalmente convertida de la cámara de mezclado.

De preferencia, el reactor de conversión se adapta para ser orientado verticalmente y además tiene una entrada de forma cónica para introducir la mezcla de alimentación en la parte superior y una salida en forma cónica en el fondo, y en donde el ángulo de las paredes de la entrada cónica a la línea central del reactor es inferior a 60°, y en donde el ángulo de las paredes de la salida cónica a la línea central del reactor es inferior a 30°.

De preferencia, una cámara de mezclado en forma de ciclón adaptada para colocarse verticalmente, se proporciona para la introducción del uno o más fluidos supercríticos y/o agente oxidante se realiza en, y en donde una entrada tangencial a la cámara de mezclado se proporciona para introducir el fluido supercrítico sobrecalentado y/o agente oxidante en la cámara de mezclado y una salida inferior se proporciona para retirar la mezcla de alimentación totalmente convertida de la cámara de mezclado en forma de ciclón.

De preferencia, una cámara de mezclado que tiene una entrada de forma cónica se proporciona para la introducción del uno o más fluidos supercríticos y/o agente oxidante, y una salida de forma cónica, las paredes de la entrada y salida en forma cónica tienen un ángulo a la línea central de la cámara de mezclado máximo 60°, y en donde una entrada se proporciona con un ángulo a en la dirección del flujo de al menos 20° para la introducción de fluido supercrítico sobrecalentado y/o agente oxidante en la cámara de mezclado, y en donde se proporciona una salida en el fondo para retirar la mezcla de alimentación parcial o totalmente convertida desde la cámara de mezclado.

Otro aspecto de la invención es proporcionar una mezcla de alimentación para el proceso de conversión, la mezcla de alimentación comprende un material de alimentación con un tamaño de partículas máximo de 30 mm, agua y al menos un compuesto orgánico líquido, en donde como mínimo la concentración del compuesto orgánico líquido contenido en la mezcla de alimentación es al menos 1% en peso, de preferencia al menos 5% en peso, más preferido al menos 10% en peso y todavía más preferido al menos 20% en peso.

De preferencia la mezcla de alimentación proporcionada contiene cuando menos un catalizador homogéneo en la forma de un compuesto de potasio y/o sodio para asegurar, una concentración total de potasio y sodio de al menos 0.5% en peso, de preferencia 1-10% en peso, más preferible en el intervalo de 2-5% en peso.

De preferencia, la proporción en peso del uno o más compuestos orgánicos líquidos al peso seco del material carbonáceo en la mezcla de alimentación está en el intervalo de 0.1 a 2.0.

De preferencia, la mezcla de alimentación comprende un contenido de sólidos secos de material carbonáceo que está en el intervalo de 20-70% en peso, de preferencia 30-60% en peso .

De preferencia, la mezcla de alimentación comprende partículas con un diámetro máximo de 30 mm, ventajosamente con un diámetro máximo de 15 mm, de preferencia de 5 mm, más preferible de 1 mm, y todavía más preferido de 0.5 mm.

En otra modalidad preferida de acuerdo con la presente invención, el compuesto orgánico líquido como mínimo comprende o además comprende compuestos orgánicos solubles en agua, producidos en el proceso y recuperados de la fracción residual.

En una modalidad adicional, el uno o más catalizadores homogéneos al menos se recuperan y reciclan parcialmente a la etapa de pretratamiento como se describe adicionalmente en la descripción detallada de la invención y las figuras acompañantes y los ejemplos a continuación.

Una modalidad particularmente preferida incluye al menos recuperar parcialmente tanto el uno o más catalizadores homogéneos y el uno o más compuestos orgánicos líquidos de la fracción residual en la misma fracción, y reciclar el uno o más catalizadores homogéneos recuperados y el uno o más compuestos orgánicos líquidos a la primera etapa de pretratamiento.

La presencia opcional de al menos un catalizador homogéneo en la forma de potasio y/o sodio, suprime además las reacciones de formación de alquitrán y residuo carbonoso, y mejora la conversión del material carbonáceo hacia productos deseados.

Aquí, un proceso de acuerdo con un primer aspecto de la invención resulta en menos formación de alquitrán y residuos carbonosos y mejora los rendimientos y calidad de productos hidrocarburos líquidos deseados. Esto resulta además en un proceso que es más efectivo, económico y robusto que los procesos de la técnica previa, por lo tanto varios de los objetivos de la invención se cumplen.

El aparato puede de preferencia además comprender medios para agregar a la mezcla de alimentación cuando menos un compuesto hidrocarburo líquido tal como por recirculación e introducción de hidrocarburos líquidos producidos o una fracción del hidrocarburo líquido producido a la etapa de pretratamiento .

Además, el aparato puede de preferencia además comprender medios de recuperación para recuperar compuestos líquidos, compuestos solubles en agua y/o catalizador homogéneo de la fracción residual y recircular estos en una forma concentrada a la etapa de pretratamiento .

Además aquí, el aparato adicionalmente puede comprender medios para mejorar la fracción de hidrocarburos líquidos tales como medios para calentar y/o fraccionar la fracción de hidrocarburos líquidos.

El primer y segundo aspectos de la presente invención cada uno pueden combinarse con cualquiera de los otros aspectos . Estos y otros aspectos de la invención serán aparentes de y elucidados con referencia a las modalidades a continuación descritas .

La combinación de compuestos orgánicos líquidos y catalizadores homogéneos, alta presión y temperatura y pH resulta en un mecanismo, que se considera es una combinación de disolución de material carbonáceo y despolimerización /descomposición del material carbonáceo.

A través de la presente invención como se define en las reivindicaciones principales sólo o en combinación con una o más reivindicaciones dependientes, se ha proporcionado un proceso para la producción de hidrocarburos líquidos a partir de materiales carbonáceos que es más económico y/o efectivo que la técnica previa, por ejemplo produce más hidrocarburos líquidos y/o recupera más energía del material de alimentación en los hidrocarburos líquidos y/o utiliza menos energía y/o utiliza menos consumibles tales como hidrógeno y otros aditivos químicos en el proceso.

Además, un proceso para la producción de hidrocarburos líquidos que es más confiable, robusto y menos tendiente a incrustación y obturación por alquitrán, residuos carbonosos, sales disueltas y/o suspendidas y/o materiales inorgánicos que en la técnica previa puede obtenerse.

Un proceso para la producción de hidrocarburos líquidos que es más sostenible ambientalmente que la técnica previa por ejemplo produce menos contaminantes y corrientes de desecho y/o tiene una huella menor de CO2, puede igualmente lograrse .

Un proceso para producir productos de hidrocarburos líquidos que tienen una calidad superior que la obtenida por la técnica previa puede lograrse. Superior calidad puede significar el tener una proporción superior de H/C y una proporción 0/C inferior y/o un valor de calentamiento superior y/o una menor viscosidad y/o un menor número o ácido y/o un menor número de residuos de carbono Conradson y/o menor contenido de agua y/o menor contenido de cenizas y/o menor contenido de metal alcalino inferior y/o menor densidad y/o tiene una estabilidad al almacenamiento mejorada y/o tiene una mejorada capacidad de mezclado con petróleo crudo y/o tiene una mejorada capacidad de mezclado con combustóleo pesado y/o tiene una capacidad de mezclado mejorada con gasóleo y/o diésel y/o tiene una capacidad de mezclado mejorada con gasolina y/o tiene una capacidad de mezclado mejorada con combustibles para aviones a reacción.

Además, puede lograrse un proceso que es más simple y menos intenso en capital que en la técnica previa.

Además, un proceso que permite procesamiento de material de alimentación a superiores contenidos de materia seca y/o un más amplio intervalo de materiales de alimentación que la técnica previa puede lograrse, y además proporcionar un producto hidrocarburo liquido derivado de materiales de alimentación sólidos que tienen propiedades relativamente mejoradas.

Modalidades adicionales y efectos ventajosos de la presente invención se presentan en la siguiente descripción de modalidades preferidas de la invención.

A través de este documento, los términos "comprende" o "que comprende" no excluyen otros elementos o etapas posibles. También, la mención de referencias tales como "un" o "una" etc. no habrá de interpretarse que excluye una pluralidad.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS La Figura 1 muestra esquemáticamente un diagrama de flujo de un proceso de conversión de acuerdo con la presente invención,- La Figura 2 muestra un dibujo esquemático de un diseño de reactor de acuerdo con la presente invención; La Figura 3 muestra un dibujo esquemático de un ejemplo de un diseño preferido de un separador de partículas de acuerdo con la presente invención; La Figura 4 muestra un diagrama esquemático de una modalidad de un proceso de conversión de acuerdo con la presente invención; La Figura 5 muestra una modalidad de un ejemplo de una zona de mezclado convencional para introducir y mezclar un fluido supercritico en una mezcla de alimentación más fría; La Figura 6 muestra una modalidad preferida de una zona de mezclado para introducir y mezclar un fluido supercritico en una mezcla de alimentación más fluida de acuerdo con la presente invención; La Figura 7 muestra un ejemplo de una modalidad ventajosa de una zona de mezclado para introducir y mezclar un fluido supercrítico en una mezcla de alimentación más fluida de acuerdo con la presente invención; La Figura 8 muestra un diagrama esquemático de un proceso hidrotérmico para conversión de material carbonáceo de acuerdo con la presente invención, que comprende una quinta etapa para recuperar sustancias de la fracción residual; La Figura 9 muestra un diagrama esquemático de un proceso hidrotérmico para conversión de material carbonáceo que comprende una sexta etapa para mejorar la fracción de hidrocarburo líquido; La Figura 10 muestra un diagrama esquemático de la entalpia de agua como una función de temperatura y presión; La Figura 11A muestra un diagrama de una modalidad preferida de un aparato de proceso de acuerdo con la invención; La Figura 11B muestra un diagrama de una modalidad preferida de un aparato de proceso que incluye eliminación de C02 de acuerdo con la invención,- La Figura 12 muestra un diagrama que ilustra una modalidad preferida de un dispositivo para mejorar productos de hidrocarburos ; La Figura 13 muestra un diagrama que ilustra una modalidad preferida de un dispositivo para mejorar productos de hidrocarburos; La Figura 14 muestra un diagrama que ilustra una modalidad preferida y un dispositivo para mejorar productos hidrocarburos ; y La Figura 15 muestra un diagrama que ilustra una modalidad preferida de un dispositivo para mejorar productos hidrocarburos .

La Figura 16 muestra un dibujo esquemático de una configuración experimental empleada para experimentos.

La Figura 17 muestra campos de aceite y masa que se obtienen para experimentos descritos en el ejemplo 2.

DESCRIPCIÓN DE MODALIDADES PREFERIDAS DE LA INVENCIÓN El método y aparato de acuerdo con la invención ahora se describirán con más detalle con respecto a las figuras acompañantes. Las figuras muestran una forma de implementar la presente invención y no se interpretará como que limita a otras modalidades posibles que caen dentro del alcance del juego de reivindicaciones anexas.

La Figura 1 muestra un diagrama de flujo simplificado de un proceso hidrotérmico continuo para conversión de material carbonáceo a hidrocarburos líquidos de acuerdo con una modalidad de la presente invención.

El material carbonáceo al convertirse en un proceso de acuerdo con la presente invención, puede estar contenido en uno o más materiales de alimentación. El material de alimentación puede estar en forma sólida o puede tener una apariencia sólida pero también puede estar en forma de un fango o líquido. El contenido de sólidos secos de la mezcla de alimentación de acuerdo con muchas modalidades de la presente invención al menos 20% tal como al menos 25% en peso, de preferencia el contenido de sólidos secos del material carbonáceo es al menos 30% en peso tal como al menos 40% en peso.

Ejemplos no limitantes de adecuados materiales de alimentación que pueden convertirse por un proceso de acuerdo con la invención incluyen biomasa antigua tal como carbones de bajo rango tales como lignita, carbones sub-bituminosos, turba, musgo, spaghnum biomasa tal como madera, virutas de madera, aserrín, raleos y desechos forestales, cortezas, hojas, lignina, celulosa, hemicelulosa, azúcares, proteína, basura de viñedos o de vino y residuos agrícolas, así como subproductos tales como pastos, paja, troncos, forraje, cascara, mazorcas o elotes, cáscaras, por ejemplo, de trigo, centeno, maíz, arroz, girasol; racimos vacíos de la producción de aceite de palma, efluente de fabricantes de aceite de palma (PEPITA, bagazo) , fibras del estiércol de la producción ganadera, los residuos de invernadero, residuos de jardinería y maleza; cultivos energéticos como la jatropha, sorgo, pasto varilla y miscanthus, biomasa acuática, tales como macroalgas, microalgas, bacterias, como las cianobacterias, desechos, residuos y subproductos de la industria, tales como residuos de la producción de oliva, residuos y subproductos de la producción de jugo, los residuos de la producción de vino, residuos, subproductos y corrientes de desechos de producción de aceites vegetales; residuos, subproductos y desechos de la producción de alimentos, tales como granos y levadura agotados de fabricantes de cerveza; residuos y subproductos de procesamiento de frutas y vegetales tales como pulpa, residuos y subproductos de los procesos de fermentación, tales como granos húmedos de destilería, vinaza, melazas, el licor negro de producción de papel, lodos digeridos aerobios y anaerobios por ejemplo, lodos de depuración de aguas residuales procedentes de la limpieza y/o lodo digerido de biogasificación, lixiviados, lodos del clarificador, el desperdicio de papel, fracción verde de los residuos domésticos, los residuos de restaurante, residuos de rastros, material de riesgo de procesamiento de carne y huesos, los residuos sólidos urbanos, aceites usados y reciclados, grasas, disolventes orgánicos, glicerina, residuos de refinería, plástico y polímeros y combinaciones de los mismos .

El material carbonáceo en el uno o más materiales de alimentación se agrega a una etapa de pretratamiento, en donde el material de alimentación se transforma en una mezcla de alimentación en la forma de una pasta o fango bombeable de acuerdo con la presente invención. La adición puede involucrar el controlar el tamaño de partículas máximo a menos de 30 mm tal como un tamaño de partículas máximo de 15 mm, y de preferencia un tamaño de partículas máximo de 5 mm tal como un tamaño de partículas máximo de 1 mm, y aún más preferible un tamaño de partículas máximo de 0.5 mm.

Dependiendo del carácter del material de alimentación específico, el control del tamaño de partículas puede comprender una o más de las operaciones de tamizado, filtrado y/o sedimentado y/o reducción en tamaño por una o más operaciones de triturado, corte, molido, atrición y/o pulverización. La reducción en tamaño puede en una modalidad preferida además realizarse como una parte integral de una bomba para someter a presión la mezcla de alimentación tal como extrusores de husillo dobles o múltiples.

Control del tamaño de partículas máximo en el pretratamiento es importante para las propiedades de la mezcla de alimentación y también para la transferencia de masa y calor dentro de las partículas durante la segunda etapa de conversión.

Una modalidad particularmente preferida de la presente invención además comprende agregar al menos un compuesto orgánico líquido en la primera etapa de pretratamiento . El compuesto orgánico líquido como mínimo puede comprender un intervalo de diferentes compuestos incluyendo alcoholes y polialcoholes, cetonas, ácidos carboxílieos, aminoácidos, aldehidos, éteres, ásteres, aminas, amidas, pirróles, Índoles, catecoles, fenoles, piperidona, ciclopentanonas , ciclopentenonas , tolueno, ácidos fenólicos tales como ácido ferúlico, ácido benzoico, flavonoides tales como flavonas, flavenoles, ácido coumárico, y/o ácido cinámico, derivado de ácido hidroxicinámico, monómeros de lignina (monoligninas) tales como p-coumaril alcohol, coniferil alcohol y/o sinapil alcohol y otros derivados fenol tales como polifenoles, fenoles alquilados monoméricos y oligoméricos , cresol, timol, alcoxi fenoles, ciclohexanos alquilados, ciclopentanos alquilados, tolueno, compuestos aromáticos mono- y polinucleares tales como aromáticos sustituidos, quinona y benzo quinonas, ántrax quinona, fenantren quinona, acenafeften quinona, chrisen quinona, difenoquinona, estilben quinona, nafodiqiuinonas , tetralina, nafteños, preasfáltenos , asfáltenos, ácidos grasos poliarom ticos , lípidos, grasas, ceras, parafinas, alcanos, alquenos y sus combinaciones .

El efecto de la presencia de uno o más compuestos orgánicos líquidos de acuerdo con la presente invención puede ser multifuncional . Pueden funcionar como un estabilizante y/o dispersante que asiste en homogeneizar la mezcla de alimentación tal como reducir la viscosidad y/o disminuir la sedimentación y/o precipitación durante el proceso de conversión. Además pueden actuar como un solvente que asiste en disolver y/o extraer el material carbonáceo de esta manera reduciendo la viscosidad de la mezcla de alimentación y/o mejorando la conversión hacia productos deseados. Además, pueden actuar como depuradores de radicales que suprimen reacciones de polimerización tales como formación de alquitrán y residuos carbonosos y/o donadores de hidrógeno durante el proceso de conversión, de esta manera incrementando el rendimiento y calidad de los productos hidrocarburos líquidos deseados. Además de esto, el uno o más compuestos líquidos orgánicos pueden funcionar como reactivos que pueden ser consumidos y/o involucrados en el proceso de conversión.

El compuesto orgánico líquido como mínimo puede agregarse como un solo compuesto. Sin embargo, en muchas modalidades de acuerdo con la presente invención, el compuesto orgánico líquido como mínimo puede comprender un intervalo de compuestos orgánicos, y de preferencia se produce al menos parcialmente in situ en el proceso, y se separa, recupera y recicla a la primera etapa de pretratamiento .

De acuerdo con una modalidad preferida de la presente invención, el uno o más compuestos líquidos comprende un hidrocarburo líquido producido por el proceso de una fracción del producto hidrocarburo líquido producido por el proceso, por ejemplo la fracción más pesada de los hidrocarburos líquidos producidos como se describe adicionalmente y ejemplifica a continuación. Además, el uno o más hidrocarburos líquidos o además pueden comprender compuestos orgánicos solubles en agua producidos en el proceso .

El uno o más compuestos orgánicos de acuerdo con la presente invención están presentes en una concentración de al menos 1% en peso tal como al menos 5% en peso. En una modalidad preferida de la presente invención, el uno o más compuestos orgánicos está presente en una concentración de al menos 5% en peso tal como al menos 10 o al menos 20% en peso.

En una modalidad preferida, la proporción en peso de la concentración del uno o más compuestos orgánicos líquidos al peso del material carbonáceo sólido seco en la mezcla de alimentación es al menos 0.01 tal como una proporción en peso de al menos 0.025, y de preferencia la proporción en peso es al menos 0.05 tal como al menos 0.1 o al menos 0.2, y de preferencia la proporción en peso del compuesto orgánico como mínimo al peso del material carbonáceo sólido seco en la mezcla de alimentación está en el intervalo de 0.05 a 2, tal como en el intervalo de 0.1 0.15 o en el intervalo de 0.10 a 1.0 y aún más preferible la proporción del peso del uno o más compuestos orgánicos al peso de material carbonáceo sólido seco en la mezcla de alimentación está en el intervalo de 0.15 a 0.75 tal como en el intervalo de 0.2 a 0.5.

De acuerdo con una modalidad preferida, los compuestos orgánicos líquidos como mínimo se producen al menos parcialmente dentro del proceso y separan o recuperan y subsecuentemente reciclan a la primera etapa de pretratamiento.

En una modalidad preferida de acuerdo con la presente invención, el compuesto orgánico líquido como mínimo se agrega en la etapa de pretratamiento, comprende producto hidrocarburo líquido producido por el proceso y/o una fracción del producto hidrocarburo líquido producida por el proceso tal como la fracción más pesada del producto hidrocarburo .

En otra modalidad preferida de acuerdo con la presente invención, el compuesto orgánico líquido como mínimo comprende o además comprende fracciones orgánicas solubles en agua producidas en el proceso y recuperadas de la fracción residual .

Ventajosamente, la primera etapa de pretratamiento además comprende controlar la concentración de al menos un catalizador homogéneo en la forma de potasio y/o sodio a una concentración total de al menos 0.5% en peso.

El control puede realizarse al medir y ajustar la concentración de potasio y/o sodio, por ejemplo al agregar potasio y/o sodio en la forma de una sal y/o una solución. Formas preferidas de potasio y/o sodio de acuerdo con la presente invención incluyen hidróxido de potasio, hidróxido de sodio, carbonato de potasio, carbonato de sodio, bicarbonato de potasio, bicarbonato de sodio, formiato de potasio, formiato de sodio, acetato de potasio, acetato de sodio, citrato de potasio y citrato de sodio. En algunas modalidades de la presente invención, la adición de potasio y/o sodio al menos parcialmente incluye mezclar un material de alimentación con un alto contenido de potasio con un material de alimentación que tiene un menor contenido de potasio y/o sodio.

El proceso de acuerdo con la presente invención se lleva a cabo ventajosamente bajo condiciones alcalinas, es decir el pH se mantiene a un valor sobre 7 tal como un pH en el intervalo de 7 a 14 , y de preferencia en el intervalo de 8 a 12 tal como un valor de pH en el intervalo de 8 a 10. Operación bajo estas condiciones alcalinas ayuda en descomponer parcialmente el material carbonáceo al menos por hidrólisis alcalina durante el pretratamiento, con lo que la viscosidad de la mezcla de alimentación para muchos materiales carbonáceos de acuerdo con la presente invención disminuye y de esta manera se vuelve más fácil de bombear. Condiciones alcalinas durante la conversión reducen la corrosión y también ayudan a suprimir reacciones secundarias indeseables .

Por lo tanto, la primera etapa de pretratamiento en muchas modalidades de la presente invención incluye medir y ajustar el pH para obtener un valor de pH en los intervalos preferidos anteriores. El ajuste de pH de acuerdo con la presente invención puede ser al agregar una base . La base puede ser la misma fuente de potasio y/o sodio como se emplea para controlar el catalizador homogéneo como mínimo, pero también puede ser otra base tal como amoníaco y/o urea.

La mezcla de alimentación de acuerdo con una modalidad de la presente invención además comprende agua en una cantidad de al menos 25% tal como al menos 40%, y de preferencia el contenido de agua de la mezcla de alimentación está en el intervalo de 30 a 80% tal como en el intervalo de 30 a 70%.

La primera etapa de pretratamiento de acuerdo con la presente invención es en una modalidad preferida al menos parcialmente realizada en un recipiente agitado tal como un mezclador planetario o Banbury capaz de mezclar en forma eficiente y homogeneizar material de alimentación altamente viscoso. El recipiente agitado además puede estar equipado con medios tales como una chaqueta de calentamiento, tal como para precalentar la mezcla de alimentación a una temperatura en el intervalo de 50 a 200°C tal como 90 a 160°C a presión suficiente para mantener la mezcla de alimentación por debajo del punto de ebullición tal como una presión en el intervalo de 1-20 bar tal como 4 a 20 bar. La energía requerida para el precalentamiento de la alimentación de preferencia se suministra al recuperar calor de una o más corrientes de proceso para enfriar tal como por ejemplo la corriente de producto enfriada después del intercambio de calor por ejemplo con la alimentación en la etapa de calentamiento de la conversión. una modalidad de una primera etapa preferida de pretratamiento de acuerdo con la presente invención. Muchos materiales de alimentación de acuerdo con la presente invención son vistosos, húmedos y comprenden material fibroso. Es bien conocido que este material fibroso pueda ser difícil de bombear y puede bloquear orificios y contra válvulas en bombas, etc. Muchas técnicas de reducción de tamaño para estos materiales fibrosos están disponibles para materiales secos, por ejemplo molinos de cuchillas, martillos y de piedras o combinaciones de los mismos. Además, un amplio intervalo de técnicas están disponibles para materiales húmedos a bajos materiales, incluyendo diferentes tipos de técnicas de molienda en húmedo tales como molinos de bolas, molinos coloidales, molinos de corte, maceradores, etc.

Una modalidad preferida alterna de un pretratamiento de acuerdo con la presente invención incluye alimentar uno o más materiales de alimentación que contienen el material carbonáceo a convertirse en un recipiente agitado que comprende un mezclador de alta cizalla, por ejemplo un mezclador planetario tal como un mezclador Amasador o mezclador Banbury. Aditivos tales como compuestos orgánicos líquidos y/o catalizador homogéneo se agregan en concentraciones como se describe con relación a la Figura 1, un pH se ajusta a un valor en el intervalo de 8 a 12 por adición de una base tal como hidróxido de sodio y/o hidróxido de potasio. La mezcla es precalentada a una temperatura de 50 a 200°C a una presión suficiente para evitar que la mezcla hierva por ejemplo una presión en el intervalo de 1 a 20 bar y mezcla y homogeneiza en un tiempo predefinido, por ejemplo de 5 minutos a 24 horas tal como de 10 minutos a 12 horas y de preferencia el tiempo predefinido para pretratamiento está en el intervalo de 15 minutos a 6 horas tal como un tiempo predefinido en el intervalo de 20 minutos a 3 horas. Durante el pretratamiento por un tiempo predefinido, el material de alimentación se ablanda y reduce en tamaño y la viscosidad se reduce y una pasta homogénea se produce. El proceso puede visualizarse como el ablandamiento de vegetales que se cocinan y subsecuente mezcla en una cocina.

La mezcla de alimentación pretratada y opcionalmente precalentada se retira de la etapa de pretratamiento y convierte al primero someter a presión la mezcla de alimentación a una presión de operación para la conversión en el intervalo de 250 a 400 bar, y aún más preferible en el intervalo de 275 bar a 350 bar tal como en el intervalo de 300 a 350 bar.

La presurización puede realizarse en una o más etapas. Bombas convenientes para someter a presión incluyen bombas de desplazamiento positivo tales como bombas de engranajes o aspas rotatorias o reciprocantes. Ejemplos de bombas preferidas incluyen bombas de lóbulos rotatorios, bombas de cavidad progresiva, bombas de engranajes rotatorios, pisto bombas, bombas de husillos, bombas de aspas y bombas de diafragma. Un sistema de presurización particularmente preferido de acuerdo con la presente invención incluye una bomba helicoidal o bomba en espiral tal como bombas helicoidales dobles y/o múltiples. Las espirales giratorias de preferencia en este sistema de presión de preferencia comprenden espirales con paso variable tales como tornillos y/o diámetro. Otra bomba preferida de acuerdo con la presente invención incluye un pistón impulsado hidráulicamente o bomba de pistón, que puede ser de acción sencilla o doble. Para las bombas de pistón o de émbolo, en general se prefiere que la duración de la carrera sea relativamente prolongada, por ejemplo en el intervalo de 0.5 a 60 min por carrera tal como en el intervalo de 1 minuto a 30 minutos, de preferencia la duración de las carreras están en el intervalo de 1 a 20 minutos por carrera tal como en el intervalo de 1 a 15 minutos por carrera. Todavía otra modalidad preferida de acuerdo con la presente invención comprende una primera etapa de someter a presión utilizando un sistema de husillo doble o múltiple y un segundo sistema de presurización que comprende un pistón o émbolo impulsado hidráulicamente .

La mezcla de alimentación sometida a presión y tratada previamente se calienta en forma subsecuente a la temperatura operativa para la conversión en una o más etapas. La temperatura de operación puede de acuerdo con la presente invención estar en el intervalo de 360 a 450°C, y aún más preferible en el intervalo de 370 a 430°C tal como en el intervalo de 385 a 415°C.

El calentamiento de preferencia es al menos realizado parcialmente al recuperar calor de una o más de las corrientes de proceso para enfriar tal como la corriente de producto en bruto caliente que se retira de la etapa de conversión para llevar al máximo la eficiencia térmica del proceso. Esto de acuerdo con una modalidad preferida de la presente invención puede realizarse por intercambio térmico directo entre la mezcla de alimentación de ingreso y la corriente del producto en bruto de salida como se indica en la Figura 1. En una modalidad opcional el intercambio de calor puede realizarse por intercambio térmico indirecto con un medio de transferencia térmica tal como vapor, aceite caliente o sal fundida que transfiere calor de corrientes de proceso calientes a las corrientes de proceso frías.

Una etapa de calentamiento adicional que utiliza una fuente de calor externa se requiere para calentar y recortar la temperatura de la mezcla de alimentación a la temperatura de operación deseada. Este calentamiento puede realizarse por intercambio térmico directo de la mezcla de alimentación parcialmente calentada con un fluido de calentamiento tal como vapor o con gas de combustión caliente de un quemador u horno .

De acuerdo con la invención, el vapor puede comprender vapor de un proceso externo tal como vapor de baja presión caliente de una turbina. El vapor además puede calentarse por una fuente de calor externa antes del intercambio térmico con la mezcla de alimentación parcialmente calentada para obtener intervalos de calentamiento específicos y/o para reducir al mínimo el área superficial de transferencia térmica requerida.

En la modalidad de la presente invención, en donde el fluido de calentamiento comprende gas de combustión caliente de un quemador, el quemador puede ser un horno que comprende superficies de transferencia de calor para calentar adicionalmente la mezcla de alimentación parcialmente calentada o el gas caliente puede ser transferido a un cambiador de calor externo para el intercambio térmico. En ambos casos, se prefiere sustancialmente que el combustible para el quemador o el horno al menos se comprenda parcialmente por gases combustibles producidos por el proceso. La co-combustión de estos gases combustibles producidos por el proceso en el quemador y/u horno aumentan la eficiencia térmica total del proceso y/o reduce las corrientes de desecho del proceso al destruir contaminantes, con lo que algunos objetivos de la presente invención se logran.

En otra modalidad ventajosa de acuerdo con la presente invención, el calentamiento adicional de la mezcla de alimentación parcialmente calentada a la temperatura de operación deseada para la conversión puede comprender intercambio térmico indirecto con un medio de transferencia térmica tal como aceite caliente o una sal fundida. Calor externo puede al menos transferirse parcialmente al medio de transferencia térmica en un quemador y/u horno. El quemador puede comprender ventajosamente co-combustión de gas producido en el proceso y/o equipado con medios para recircular el gas de combustión en una forma similar a como se describió anteriormente.

Además, una modalidad para calentar la mezcla de alimentación parcialmente calentada de acuerdo con la presente invención comprende o comprende además inyección directa de vapor y/o un agente oxidante como se describe adicionalmente e ilustra con relación a las Figuras 4-7.

Es ventajoso que el calentamiento no sea muy lento y ventajosamente rápido. Por lo tanto, en una modalidad particular preferida, la velocidad de calentamiento en el intervalo de temperatura de 140°C a 300°C de preferencia es al menos 50°C/min tal como 75°C/min y de preferencia al menos 100°C/min tal como 150°C/min.

El tiempo de residencia para que proceda la conversión a la presión y temperatura de operación deseadas puede ser de acuerdo con la invención en el intervalo de 1 a 60 minutos tal como en el intervalo 5 a 45 minutos, y de preferencia en el tiempo de residencia está en el intervalo de 10 a 40 tal como un tiempo de residencia en el intervalo de 10 a 35 minutos y aún más preferible el tiempo de residencia está en el intervalo de 10 a 30 minutos tal como en el intervalo 10 a 25 minutos.

El proceso de acuerdo con la presente invención de preferencia es un proceso continuo y puede ser realizado sustancialmente en un flujo tapón de la mezcla de alimentación. Las velocidades de flujo en tuberías de acuerdo con una modalidad de la invención además se seleccionan para reducir al mínimo la sedimentación o precipitación de partículas que pueden ser suspendidas o formadas durante el proceso de conversión, por ejemplo al mantener a velocidad en las tuberías de al menos 0.20 m/s tal como al menos 0.5 cm/s, y de preferencia en el intervalo 0.2 a 5 m/s segundo tal como 0.5 a 3 m/s .

El tiempo de residencia requerido puede de acuerdo con la presente ser obtenido al aplicar uno o más tubos largos de preferencia dispuestos verticalmente y conectados con codos diseñados para reducir al mínimo zonas muertas que pueden provocar sedimentación. Velocidades de flujo en los tubos de reactor de preferencia se mantendrán dentro de los intervalos anteriores para reducir al mínimo que el riesgo de sedimentación y obturación del o los reactores del flujo tapón tubulares .

En una modalidad ventajosa, el tiempo de residencia predefinido al menos se obtiene parcialmente en uno o más reactores . El uno o más reactores pueden de acuerdo con una modalidad preferida de la invención ser alimentados de la parte superior y tener una salida en el fondo para evitar sedimentación de partículas suspendidas en el reactor. Además, en una modalidad opcional y ventajosa de la presente invención, el reactor tiene una entrada cónica con lo que una disminución controlada de la velocidad de flujo en la tubería se realiza y/o una salida cónica con lo que la velocidad de flujo se aumenta en una forma controlada a una velocidad de flujo que corresponde a la velocidad del tubo. Un ejemplo de un diseño del reactor preferido de acuerdo se ilustra y describe en la Figura 2.

Mientras que modalidades de la presente invención típicamente permiten el manejo de partículas suspendidas sin sustancial sedimentación, precipitación o incrustación incluso cuando el material de alimentación procesado tiene un alto contenido de cenizas, puede ser benéfico al menos al separar parcialmente las partículas del fluido que contiene material carbonáceo convertido mientras que está caliente, de esta manera por ejemplo reduciendo las necesidades de separación corriente abajo. Medios convenientes para esta separación de partículas incluyen una o más cámaras de sedimentación gravimétrica, filtros en línea y/o hidrociclones o sus combinaciones.

En otra modalidad de acuerdo con la presente invención, los medios y/o reactores para mantener el tiempo de residencia dentro del intervalo deseado de condiciones de operación pueden o además pueden comprender una cámara, en donde las partículas suspendidas al menos se separan parcialmente. Una modalidad preferida incluye una cámara de residencia, en donde el fluido comprende material carbonáceo convertido y partículas suspendidas se alimentan tangencialmente en una cámara cilindrica y/o cámara en forma de ciclón que tiene una salida cónica y un tubo interior en el centro que se extiende desde la parte superior al inicio del cono, como la salida para el fluido contiene material carbonáceo convertido. Partículas se separan por una combinación de gravedad, fuerzas centrífugas y flujo descendente forzado. La cámara puede además comprender medios para eliminación continua de las partículas por ejemplo como una salmuera. Un ejemplo de una cámara preferida para eliminación al menos parcial de partículas se muestra en la Figura 4.

Subsecuente a la segunda etapa para convertir el fluido que comprende material carbonáceo convertido se enfría a una temperatura en el intervalo de 25 a 150°C y expande a una presión en el intervalo de 1-25 bar en una tercera etapa de enfriamiento y expansión. El enfriamiento de preferencia se realiza por intercambio térmico con la mezcla de alimentación de ingreso en una o más etapas como se describió anteriormente .

La expansión en la tercera etapa de enfriamiento y expansión puede realizarse antes de una última etapa de enfriamiento por ejemplo al enfriar a una temperatura en el intervalo de 100-200°C tal como 150°C por intercambio térmico directo con la mezcla de alimentación de ingreso. Esto permite un enfriador menos costoso para la última parte del enfriamiento ya que esto sólo requiere operación a presión de 1-25 bar. Una segunda etapa del fluido que comprende material carbonáceo convertido, puede comprender enfriamiento al precalentar la mezcla de alimentación en la primera etapa del precalentamiento y/o para producir vapor para exportar por ejemplo a un proceso externo. Un sistema de expansión preferido de acuerdo con la presente invención incluye medios, en donde la parte principal de la despresurización se realiza por creación de una caída de presión dinámica en un sistema de pequeñas tuberías y/o capilares de longitud predefinida y al menos una válvula de control. Las pequeñas tuberías y/o capilares pueden comprender tuberías y/o capilares de diferentes longitudes y dimensiones en un montaje en serie y paralelo. Diferentes combinaciones de longitudes y dimensiones de tubos/capilares pueden seleccionarse en forma automática para tomar en cuenta variaciones de propiedades de la mezcla de alimentación, por ejemplo durante arranque y apagado. La válvula de control se emplea para ajuste fino de la presión de operación al establecer una contra presión así como compensar el flujo de salida con flujo de ingreso y realizar la expansión final. En caso de una etapa de enfriamiento adicional subsecuente a la primer parte de la etapa de expansión, la válvula de control de preferencia se ubica subsecuente al enfriamiento. La caída de presión sobre la válvula de expansión de acuerdo con la presente invención es hasta 50 bar tal como hasta 30 bar, y de preferencia en el intervalo de 5 a 30 bar. La división de expansión en dos o más etapas en la tercera etapa de enfriamiento y expansión en una caída de presión dinámica y una o más válvulas de control, reduce desgaste y hace al sistema menos susceptible a partículas suspendidas, por ejemplo el sistema es capaz de manejar superiores cantidades de partículas suspendidas sin desgastarse. Otras modalidades preferidas para expansión de acuerdo con la presente invención incluyen una despresurización en un motor de reducción de presión.

El fluido enfriado y en expansión que contiene material carbonáceo convertido de la tercera etapa de enfriamiento y expansión se lleva subsecuentemente a una cuarta etapa de separación de la mezcla al menos una fracción residual y una fracción que comprende el hidrocarburo líquido .

El fluido que contiene material carbonáceo convertido puede comprender producto hidrocarburo líquido, una fase de agua que contiene compuestos orgánicos solubles en agua y sales, gas y partículas suspendidas.

De acuerdo con una modalidad preferida de la presente invención, la cuarta etapa de separación comprende medios para separar gas de la mezcla tal como un desgasificador y/o un separador gravimétrico de múltiples fases equipado con medios para retirar gas y/o que comprende diferentes salidas de líquido para retirar diferentes corrientes de líquido tal como una fase rica en hidrocarburos líquidos y/o una fase rica en agua y/o una corriente rica en partículas .

Una opción preferida comprende medios de separación para desgasificar y al menos una separación gruesa de la mezcla en una corriente rica en hidrocarburos líquidos y una corriente de fracción residual de preferencia después de desgasificación. El gas de la etapa de desgasificación de preferencia se alimenta al quemador y/u horno para suministrar calor al proceso como se describe anteriormente.

Los medios para separación pueden comprender o además comprender centrifugación tal como por centrifugación en una o más centrífugas de disco y/o centrífugas de canasta para separación de los hidrocarburos líquidos y/o agua y/o suspendidos . La cuarta etapa de separación puede de acuerdo con la presente invención incluir una serie de estas centrífugas que operan tanto en un modo de clarificación como purificación, de esta manera separando la mezcla que contiene fluido, material carbonáceo convertido en una fracción de hidrocarburos líquidos y una fracción residual que contiene agua y fracciones orgánicas solubles en agua y sales y una tercera fracción opcional que contiene partículas suspendidas. En algunas aplicaciones de acuerdo con la presente invención, puede ser ventajoso agregar un ácido tal como ácido acético para mejorar la separación de hidrocarburos líquidos y agua. Esta acidificación puede de acuerdo con la presente invención realizarse al acidificar la mezcla antes de la primera etapa de centrifugación pero puede de acuerdo con una modalidad ventajosa realizarse sólo en fracción de hidrocarburos líquidos que se obtiene después de una primera etapa de centrifugación. Adicionales hidrocarburos líquidos recuperados después de una etapa de purificación opcional de la fase de agua puede de acuerdo con la presente invención de preferencia reciclarse y mezclarse con la fracción de hidrocarburos líquidos antes de la etapa de purificación de los hidrocarburos líquidos.

En una opción preferida alterna de acuerdo con la presente invención, la cuarta etapa de separación incluye medios para primero desgasificar la mezcla y subsecuentemente recuperar una fracción de hidrocarburos líquidos y una fracción residual por sedimentación gravitacional tal como en un separador de tres fases .

El producto de hidrocarburos líquidos y la fracción residual que se obtiene de la cuarta etapa de separación de acuerdo son productos crudos, cada uno de los cuales de acuerdo con la presente invención pueden someterse a adicional tratamiento.

La Figura 2 muestra un ejemplo de un diseño de reactor preferido de acuerdo con la presente invención. La mezcla de alimentación A para convertir se alimenta por la parte superior y retira del reactor por el fondo como la corriente B. Alimentar el reactor de la parte superior tiene la ventaja de que la velocidad en el reactor puede disminuirse sin el riesgo de sedimentación de partículas. Por lo tanto, velocidades relativamente bajas en el reactor son posibles sin el riesgo de obturación debido a sedimentación de las partículas, de esta manera resultando en un diseño robusto, compacto y económicamente atractivo del o los reactores permitiendo altas cantidades de partículas suspendidas .

La velocidad promedio de la mezcla de alimentación en la entrada al reactor de preferencia es al menos 0.2 m/s tal como en el intervalo de 0.2 a 5 m/s tal como en el intervalo de 0.2 a 3 m/s.

La velocidad en el reactor de preferencia se disminuye en una forma controlada tal como introducción de la mezcla de alimentación en el reactor en una entrada de forma cónica al reactor. En una modalidad preferida, el ángulo de las paredes a la línea central del reactor, ß?, de preferencia es inferior a 60° tal como inferior a 45°, y de preferencia el ángulo ß? es inferior a 30° tal como inferior a 20°, y aún más preferible el ángulo es inferior a 15°.

La proporción de la velocidad de entrada promedio al reactor a la velocidad mínima en el reactor de preferencia es sobre 4 tal como sobre 16 y de preferencia sobre 25 tal como sobre 50.

La salida del reactor de preferencia también tiene forma cónica con un ángulo del cono de salida a la línea central del reactor ß2, que es inferior a 30° tal como inferior a 20°, y de preferencia el ángulo del cono de salida a la línea central del reactor ß2, es inferior a 15° tal como inferior a 10° para evitar acumulación de sedimentos de partículas en las paredes del cono de salida.

El tiempo de residencia en el reactor de preferencia está en el intervalo de 5 a 45 minutos, tal como en el intervalo de 10 a 40 minutos y de preferencia en el intervalo de 10 a 35 minutos tal como en el intervalo y aún más preferible en el intervalo 10 a 30 minutos tal como en el intervalo de 10 a 25 minutos.

Un proceso de acuerdo con la presente invención puede comprender varios de estos reactores en un arreglo en serie y paralelo. Una modalidad preferida de un reactor en montaje en serie incluye reactores en serie, los reactores se conectan por tubería con velocidades seleccionadas de acuerdo con la presente invención y que tienen codos con dimensiones y ángulos selectos para eliminar zonas muertas y evitar sedimentación de partículas. La velocidad de las tuberías se elige de acuerdo con las guías dadas en la descripción en relación a la Figura 1 y los ángulos de los codos pueden seleccionarse por ejemplo de 180 °.

En el caso de reactores en serie, el tiempo de residencia total deberá mantenerse dentro de los intervalos anteriores incluyendo el tiempo de residencia en las tuberías de conexión.

La Figura 3 muestra un ejemplo de un diseño preferido de un separador de partículas de acuerdo con la presente invención. La mezcla de alimentación convertida de acuerdo con la presente invención contiene partículas suspendidas. A menudo, hidrocarburos líquidos se adsorben a las partículas suspendidas al menos a baja temperatura, que pueda a ser difícil separarlos de los hidrocarburos líquidos y una fase de agua a bajas temperaturas. Equilibrios de adsorción son sensibles a temperatura y por lo tanto pueden al menos para algún material de alimentación contener alta cantidad de partículas de ceniza ser ventajoso y económico para al menos separar parcialmente las partículas suspendidas de la mezcla de alimentación que comprende material carbonáceo parcialmente convertido o totalmente convertido a temperatura y presión. En una modalidad preferida esto se realiza en un separador de partículas como se muestra en la Figura 3. La mezcla de alimentación A se introduce tangencialmente en una cámara con forma de ciclón, de esta manera introduciendo tanto una fuerza centrífuga como un flujo forzado descendente de las partículas suspendidas así como por gravedad. La mezcla de alimentación agotada en partículas se recolecta en una tubería central que se extiende al menos al cono de la cámara con forma de ciclón. Se permite que las partículas se acumulen en el cono y de acuerdo con una modalidad se retiran del separador en una forma continua o semi-continua. Un separador de partículas de acuerdo con una modalidad de la presente invención además comprende medios para retirar partículas del sistema separador de partículas. Los medios pueden de acuerdo con una modalidad de la presente invención comprender un sistema de tolva enclavada. Además, el sistema para retirar partículas de acuerdo con la presente invención puede comprender un sistema de recuperación de calor.

La Figura 4 muestra un dibujo simplificado de otra modalidad preferida de acuerdo con la presente invención. La modalidad preferida y características del proceso pueden ser como se describe en relación a las Figuras 1-3, pero de acuerdo con esta modalidad preferida de la presente invención, el calentamiento en la segunda etapa de conversión comprende o comprende además calentamiento por inyección directa de un medio de calentamiento externo tal como un fluido supercrítico sobrecalentado tal como vapor sobrecalentado y/o por adición de un agente oxidante en la cantidad predefinida para proporcionar calor por combustión parcial u oxidación parcial del material carbonáceo internamente en el proceso.

El agente oxidante puede de acuerdo con la presente invención seleccionarse de oxígeno, aire enriquecido con oxígeno, aire o peróxido de hidrógeno y puede de acuerdo con la presente invención agregarse en una cantidad para convertir hasta 25% de la energía contenida en la mezcla de alimentación para calentar hasta 15% de la energía contenida en la mezcla de alimentación, y de preferencia la cantidad del agente oxidante que se agrega se controla para convertir hasta 10% de la energía contenida en la mezcla de alimentación tal como hasta 5% de la energía contenida en la mezcla de alimentación.

El fluido súper crítico sobrecalentado es de acuerdo con la presente invención de preferencia al menos generado parcialmente dentro del proceso y reutilizado. Esto puede realizarse de acuerdo con una modalidad de la presente invención al incluir una o más etapas de evaporación instantánea durante la tercera etapa de enfriamiento y expansión, condensación de agua de la fase de vapor y aplicar medios para sobrecalentar y volver a someter a presión el vapor, por ejemplo por sobrecalentamiento en un horno externo .

Las Figuras 5-7 muestran diferentes modalidades de una zona de mezclado para introducir un fluido súper crítico sobrecalentado como se describe en relación a la figura 4 en una mezcla de alimentación más fría. El mezclado de este fluido súper crítico sobrecalentado caliente en una mezcla de alimentación más fría puede proporcionar un método muy rápido y eficiente para calentar y convertir parcialmente las mezclas de alimentación, de esta manera reduciendo la viscosidad de la mezcla de alimentación y permitiendo un diseño de cambiador de calor más eficiente y económico.

Sin embargo, rápido cambio de temperatura bajo condiciones hidrotérmicas también lleva a un rápido cambio del producto iónico de agua y de esta manera la solubilidad de sales. Sales pueden estar presentes tanto disueltas en la mezcla de alimentación como liberadas. Por lo tanto, estas sales pueden cristalizar, precipitar y sedimentar y obturar el punto de mezclado o tubería con el tiempo. Por lo tanto, un objeto y un aspecto de la presente invención puede ser el proporcionar un diseño de zona de mezclado que son menos sensibles, más robustos y permiten menos tiempo no operativo.

La Figura 5 muestra un ejemplo de un diseño de zona de mezclado convencional, en donde un fluido caliente hidro-frío se mezclan en una zona de mezclado en una conexión T. Para ilustración se considera que el flujo caliente y el flujo frío son idénticos y las dimensiones de tubería de las tuberías de conexión son las mismas y la velocidad de flujo del flujo , combinado subsecuente al mezclado se mantiene igual. Como se ilustra, se ha encontrado que la precipitación y sedimentación se acumulan en regiones estancadas alrededor de ambas esquinas de las tuberías de conexión y con el tiempo tenderán a bloquear la tubería.

Por lo tanto, este diseño no se considera como una solución de acuerdo con la presente invención. Consideraciones similares pueden aplicarse a zonas de mezclado en forma de Y.

Se ha encontrado que se obtiene una mejora significante si las dos corrientes de fluido a mezclar se expanden en una cámara de mezclado común. Además, se ha encontrado que la proporción de velocidad lineal promedio en la o las tuberías de entrada a la velocidad de promedio mínima de flujo mezclado (Vtubería/Vmezciado/ in) deberá de preferencia mantenerse a un mínimo de 2 tal como a una proporción de velocidad de al menos 4 y de preferencia la proporción de velocidad se mantiene a un mínimo de 8 tal como una proporción de velocidad de al menos 16. Como la viscosidad de la mezcla de alimentación más fría en la mayoría de las aplicaciones de acuerdo con la presente invención es mucho más alta, la proporción de velocidad a menos se prefiere para mantener la proporción de velocidad de la mezcla de alimentación en el extremo inferior de los intervalos anteriores a fin de no afectar el mezclado mejorado y menos sensibilidad hacia obturación por caídas de presión muy altas. Sin embargo, a menudo es ventajoso mantener la velocidad del fluido súper crítico sobrecalentado a una alta proporción de velocidad para mejorar el mezclado.

La figura 6 muestra una modalidad preferida de una zona de mezclado de acuerdo con la presente invención. La mezcla de alimentación A se introduce al centro desde la parte superior de una cámara de mezclado en forma de ciclón y el fluido súper crítico sobrecalentado B se introduce substancialmente tangencial a la cámara de mezclado. Ambas corrientes de fluido se introducen con una proporción de velocidad promedio de al menos 2. El fluido süper crítico sobrecalentado B puede introducirse en una o más entradas a una proporción de velocidad de al menos 4 tal como una proporción de al menos 8, de esta manera creando un mezclado de torbellino en la cámara de mezclado. El flujo combinado de la mezcla de alimentación parcial o totalmente convertida C se retira de la cámara de mezclado en forma de ciclón desde el fondo.

Habrá de notarse que la zona de mezclado puede combinarse convenientemente con el diseño de reactor preferido descrito en la figura 2, por ejemplo, la corriente mixta C en la figura 6 puede introducirse ventajosamente en la posición A en la figura 2.

La Figura 7 muestra un ejemplo de una modalidad ventajosa de una zona de mezclado de acuerdo con la presente invención. La mezcla de alimentación A se introduce en la cámara de mezclado desde la parte superior en el centro. La cámara de mezclado tiene una entrada de forma cónica con un ángulo de las paredes a la línea central del reactor ß?. El ángulo ß? de preferencia es inferior a 60° tal como inferior a 45°, y de preferencia el ángulo ß? es inferior a 30° tal como inferior a 20° y aún más preferible el ángulo es inferior a 15° .

El fluido súper critico sobrecalentado B de preferencia se introduce en la cámara en una o más entradas que tienen un ángulo a en la dirección de flujo para reducir al mínimo retro mezclado hacia la entrada para la mezcla de alimentación. Para llevar al máximo la penetración y mezclado del fluido súper crítico sobrecalentado en la mezcla de alimentación, se prefiere que se introduzca el fluido súper crítico sobrecalentado a sustancialmente su velocidad mínima en la cámara, por ejemplo, después de la entrada cónica para la mezcla de alimentación.

El ángulo a de acuerdo con una modalidad de la presente invención de preferencia es de al menos 20° tal como al menos 30° y de preferencia el ángulo es al menos 45°.

La velocidad promedio de la mezcla de alimentación en la entrada al reactor de preferencia es de al menos 0.2 m/s tal como en el intervalo de 0.2 a 5 m/s tal como en el intervalo de 0.2 a 3 m/s.

La proporción de la velocidad de entrada promedio del fluido súper crítico sobrecalentado B a la velocidad mínima promedio en el reactor de preferencia es sobre 4 tal como sobre 16 y de preferencia sobre 25 tal como sobre 50.

La salida del reactor de preferencia también tiene forma cónica con ángulo del cono de salida a la líÉea central del reactor ß2 que es inferior a 30° tal como inferior a 20° y de preferencia el ángulo del cono de salida a la línea central del reactor ß2 es inferior a 15° tal como inferior a 10° para evitar acumulación de sedimentos de partículas en las paredes del cono de salida.

El tiempo de residencia en la cámara de preferencia está en el orden de segundos tal como de 1 a 60 segundos y de preferencia el tiempo de residencia está en el intervalo de 1 a 30 segundos.

La Figura 8 muestra un dibujo esquemático de una modalidad ventajosa de acuerdo con la presente invención que comprende una primer tapa de pre-tratamiento, una segunda etapa de conversión, una tercera etapa de enfriamiento y expansión y una cuarta etapa de separación del fluido que comprende material orgánico convertido al menos en una fracción que comprende hidrocarburos líquidos y una fracción residual de acuerdo con cualquiera de las modalidades descritas anteriormente en relación a_ la figura 1-7 que además comprende una quinta etapa de recuperar los compuestos hidrocarburos líquidos y catalizador homogéneo de la fracción residual.

La fracción residual de acuerdo con la presente invención comprende una fase de agua que puede contener catalizadores homogéneos disueltos tales como potasio y/o sodio. Mientras que es benéfico para la conversión del material carbonáceo estos catalizadores homogéneos son relativamente costosos y pueden constituir un principal costo operativo. Además, en muchas aplicaciones de la presente invención entre 10 a 30% de la energía puede estar contenida en el material carbonáceo en la mezcla de alimentación se convierte en compuestos orgánicos solubles en agua contenidos en la fase de agua. La presencia de estos compuestos orgánicos líquidos en la fase de agua representa tanto una pérdida de proceso que reduce la eficiencia técnica del proceso e imponen requerimientos adicionales a purificación del efluente de agua del proceso.

Una modalidad ventajosa de la presente invención incluye una quinta etapa de recuperación que comprende cuando menos recuperar parcialmente catalizador homogéneo en la forma de potasio y/o sodio y/o compuestos orgánicos líquidos de la fase de agua en una forma concentrada ("concentrada") y reciclar el concentrado a la primera etapa de pre-tratamiento. Por lo tanto, esta modalidad de acuerdo con la presente invención mejora la economía del proceso al reducir el costo operativo, mejorar la eficiencia de energía de proceso total e incrementar rendimiento de los hidrocarburos líquidos deseados.

Una quinta etapa preferida de recuperar de acuerdo con la presente invención comprende concentración por una técnica de evaporación. La evaporación puede realizarse en un evaporador de película descendente o ascendente y puede comprender un evaporador de múltiples efectos que comprende dos o más etapas. Además se prefiere que el primer evaporador como mínimo esté equipado con medios para compresión de vapor tal como re compresión de vapor mecánica (MVR = Mechanical Vapour Recompression) y/o recompresión de vapor térmica (TVR = Thermal Vapour Recompression) o una combinación de las mismas. En una modalidad preferida, vapor para calentamiento y/o re compresión térmica tal como por re compresión térmica, se produce por el proceso y de esta manera reducen los requerimientos de energía para la evaporación y deficiencia térmica total del proceso.

Muchas aplicaciones de acuerdo con la presente invención comprenden concentrar fase de agua al menos por un factor de 4 tal como un factor de concentración de al menos 5 de preferencia una fase de agua se concentre por al menos un factor de 7 tal como un factor de concentración de al menos 10 en una base de masa.

La cantidad de compuestos orgánicos líquidos recuperados de la fase de agua (fracción residual) en el concentrado de la quinta etapa de recuperación y que se reciclan es de acuerdo con una modalidad al menos 80% de los compuestos orgánicos solubles en agua en la corriente dirigida a la quinta etapa de recuperación medida como la concentración de carbón orgánico total presente en la fase de agua de alimentación. De preferencia al menos 85% de los compuestos orgánicos solubles en agua en la fase de agua se recupera, y aún más preferible la cantidad de compuestos orgánicos líquidos recuperados de la fase de agua es al menos 90% tal como al menos 95%.

Además, la cantidad de catalizador homogéneo en la forma de potasio y/o sodio recuperado de la fase de agua que se alimenta a la quinta etapa de recuperación es al menos 90% tal como al menos 95% y de preferencia más de 99%.

La última etapa del evaporador en la quinta etapa de recuperación es de acuerdo con la modalidad preferida de la presente invención además equipada con medios para condensar la fase de vapor de la etapa de evaporador en dos o más etapas de condensación que tienen una temperatura de condensación decreciente para condensar compuestos que tienen un punto de ebullición inferior al agua en la segunda o tercera etapa de condensación. En forma alterna, los compuestos pueden ser condensados en la misma etapa que el agua al seleccionar la temperatura de condensación para condensar estos compuestos . Esta temperatura de condensación en la última etapa de condensación puede seleccionarse para tener una temperatura de condensación de 40 a 60 °C, para condensar compuestos que tienen un punto de ebullición menor al agua, y al mismo tiempo reducir al mínimo el mezclado de estos compuestos orgánicos líquidos de menor punto de ebullición con el agua evaporada. Por lo tanto, no solo se obtiene, que los compuestos que tienen un punto de ebullición inferior al agua se recuperen y puedan ser reciclados al proceso, si no también, que el agua evaporada se limpia a un nivel en el que muchas aplicaciones puede emplearse directamente, por ejemplo para irrigación o descarga, al alcantarillado .

La fase de agua condensada del sistema de evaporación de acuerdo con la presente invención puede comprender compuestos orgánicos que corresponden a una concentración menor a 0.1-5 g/1 tal como una concentración TOC menor a 0.1-2 g/1. La base de agua puede en muchas aplicaciones de acuerdo con la presente, ser lo suficientemente limpia para utilizar como agua técnica internamente o para propósitos de irrigación. Opcionalmente, puede realizarse un tratamiento de pulido adicional.

Dependiendo de los requerimientos y condiciones locales específicos, tecnologías convenientes para este pulido de acuerdo con la presente invención incluyen sistemas de tratamiento biológicos tales como bioreactor de membrana y foto bioreactores . Un ejemplo de estos sistemas es el sistema de bioreactor de membrana Bio-gill (www.biogill .com) . Otras tecnologías pueden incluir foto catálisis, tratamiento de ozono/UV, sistemas de separación cromatográfica y sistemas de membrana, tales como osmosis inversa, y nano filtración, ultrafiltración, electrodiálisis , diálisis y per evaporación y combinaciones de los mismos .

De acuerdo con otra modalidad de la presente invención, la quinta etapa de recuperación puede comprender un acuacultivo para producción de biomasa tal como algas y/o bacterias tales como cianobacterias , y reciclar la biomasa a la primera etapa de pre tratamiento después de deshidratar en una centrífuga decantadora y/o un filtro prensa, y/o prensa de tornillo y/o un filtro de membrana. El acuacultivo puede comprender un bioreactor tal como un foto bioreactor que incluye estanques abiertos.

La figura 9 muestra una modalidad de la presente invención que además comprende una sexta etapa de mejora de la fracción de hidrocarburo líquido al calentar en una o más etapas .

Dependiendo del material de alimentación específico, las condiciones de procedimiento y la configuración de proceso, la fracción de hidrocarburo líquido después de la cuarta etapa puede comprender un petróleo crudo que puede contener más o menos agua, más o menos cenizas y sales, un número ácido relativamente alto y/o alta viscosidad. La fracción de hidrocarburo líquido puede ser de calidad suficiente para uso directo, por ejemplo como un combustóleo pesado o substituto de carbón en aplicaciones de combustión industrial. Los hidrocarburos líquidos también pueden ser de calidad suficiente para mejorar combustibles de transporte como en una refinería centralizada grande convencional. Sin embargo, en muchos casos de acuerdo con la presente invención, es conveniente una adicional mejora de la fracción de hidrocarburos líquida de manera tal que tenga más y superiores aplicaciones de valor directo.

Por lo tanto una modalidad de la presente invención comprende las etapas y características descritas en relación a las Figuras 1-8 y además una sexta etapa de mejora de la fracción de hidrocarburos por calentamiento. La sexta etapa de mejora se realiza de preferencia al calentar la fracción de hidrocarburos líquidos a una temperatura en el intervalo de 300 a 600°C tal como calentamiento a una temperatura en el intervalo de 360 a 550°C y de preferencia a una temperatura en el intervalo de 400 a 525°C, tal como el intervalo de 420 a 500°C a una presión en el intervalo de 0.5 a 30 bar, de esta manera produciendo al menos una fracción de hidrocarburos líquidos mejorada y al menos una fracción de residuo sólido y al menos una fracción de gas y al menos una fracción que comprende agua.

La fracción que comprende agua de acuerdo con una modalidad preferida se recicla a la quinta etapa de recuperación tal como al introducirla y mezclarla con la fracción residual de la cuarta etapa de separación.

La sexta etapa de mejora por calentamiento de acuerdo con la presente invención puede comprender calentar la fracción de hidrocarburos líquidos en un calentador en línea y subsecuentemente separar en un tambor de evaporación instantánea y/o en un fraccionador .

Durante el calentamiento de la sexta etapa de mejora de acuerdo con la presente invención, se evaporan volátiles pero una piezopirólisis térmica leve o ligera de la fracción de hidrocarburos líquidos también ocurre. Como será claro de los ejemplos acompañantes, se ha encontrado que la mejora por calentamiento de acuerdo con una modalidad ventajosa de la presente invención, aumenta el valor calorífico del producto hidrocarburo líquido y/o reduce la viscosidad del producto hidrocarburo líquido y/o reduce la densidad del producto hidrocarburo líquido y/o reduce el número ácido, mientras que mantiene la cantidad de coque o residuo carbonoso formado a un nivel manejable. Por lo tanto, la etapa de mejora de acuerdo con la presente invención puede comprender reducción de viscosidad por craqueo térmico, coquificación retardada y/o un proceso de piezopirólisis térmica o una combinación de los mismos.

La cantidad de coque que se forma puede de acuerdo con la presente invención ser menor a 30% de la masa del carbono de la fracción de hidrocarburos líquidos tal como menos que 25%. De preferencia, la cantidad de coque que se forma es menos que 20% de la masa de carbono en el producto de hidrocarburo líquido tal como menos de 15% de la masa de carbono en el producto de hidrocarburo líquido.

En una base de energía, el contenido de energía del coque que se forma es menor a 40% de la energía contenida en la fracción de hidrocarburos líquidos tal como menos que 30% del contenido de energía de la fracción hidrocarburos líquidos y de preferencia menos que 20% del contenido de energía de la fracción de hidrocarburos líquidos.

Modalidades de la presente invención incluyen mejorar una fracción de hidrocarburos líquidos que comprende una cantidad relativamente alta de agua y cenizas . Estas fracciones de hidrocarburos líquidos pueden por ejemplo derivarse de modalidades en donde un material de alimentación que tiene un alto contenido de cenizas tal como fango de alcantarillado digerido anaeróbicamente se procesa y no se realiza eliminación de partículas durante la segunda etapa de conversión, y en donde la cuarta etapa de separación se realiza por un proceso de sedimentación o sedimentación por gravedad.

En estas aplicaciones, el producto de hidrocarburos líquidos puede pegarse a las partículas de ceniza y hacer difícil separar eficientemente sin usar técnicas de separación muy costosas. Por lo tanto, en algunas modalidades de la presente invención, de acuerdo con la presente invención de la fracción de hidrocarburos líquidos puede comprender hasta 35% de cenizas y hasta 35% de agua.

La sexta etapa de mejora de acuerdo con la presente invención resuelve este problema al fraccionar tanto las cenizas como el agua del producto hidrocarburo líquido.

Una modalidad preferida de la sexta mejora incluye calentar en al menos un recipiente o tambor. Además una modalidad preferida puede incluir fraccionar el hidrocarburo líquido en un fraccionador situado corriente abajo del calentamiento como se ilustra además y describe en relación a las Figuras 13-15.

El calentamiento en la etapa de mejora puede realizarse al menos en 2 etapas. De preferencia, la primera etapa de calentamiento comprende calentar a una temperatura máxima de 200°C, tal como inferior a 180°C, de preferencia la temperatura en la primera etapa es inferior a 160°C, tal como inferior a 140°C y aún más preferible la temperatura de la primera etapa de calentamiento está en el intervalo de 100 a 140°C. Al dividir el calentamiento en dos etapas y mantener la temperatura por debajo de las temperaturas anteriormente especificadas, es una evaporación selectiva de agua con algunos compuestos de menor punto de ebullición de la fracción de hidrocarburos líquidos se obtienen. Además, el calor requerido para el proceso de calentamiento y evaporación puede realizarse utilizando calor de baja calidad.

Una modalidad preferida de un proceso de acuerdo con la presente invención incluye una recuperación de la tercera etapa de enfriamiento y expansión para al menos suministrar parcialmente el calor requerido para la primera etapa de calentamiento. La fracción evaporada que comprende agua con algunos compuestos orgánicos de preferencia se recicla a la quinta etapa de recuperación como se describió con anterioridad. La fracción evaporada puede al menos suministrar parcialmente calor requerido en la etapa de recuperación.

Una fracción residual que comprende hidrocarburos líquidos y sólidos de preferencia se retira de la primera etapa de calentamiento y alimenta a una segunda etapa de calentamiento en donde la fracción se calienta a una temperatura de hasta 600°C, tal como calentamiento a una temperatura en el rango de 400 a 550°C. La presión en la segunda etapa de calentamiento de acuerdo con una modalidad preferida de la invención se mantiene de preferencia en el intervalo de 2 a 10 bar a fin de reducir al mínimo la cantidad de coque formado durante la segunda etapa de calentamiento .

La fracción evaporada en la segunda etapa de calentamiento puede alimentarse a un fraccionador para adicional fraccionación y separación en intervalos de punto de ebullición específico.

Otra modalidad ventajosa de un proceso de acuerdo con la presente invención incluye condensar la fracción evaporada en dos o más etapas de condensación que tienen temperatura decreciente predefinida. Por lo tanto, se obtiene una fraccionación del hidrocarburo líquido evaporado.

En una modalidad preferida, la temperatura de salida de los hidrocarburos líquidos no condensados de la primera etapa de condensación, se mantiene en el intervalo de 330-380°C como una temperatura de salida de los hidrocarburos líquidos no condensados de la primera etapa de condensación de 360°C.

Además, de acuerdo con una modalidad preferida de acuerdo con la presente invención, la temperatura de salida de la segunda etapa de condensación está en el intervalo de 120 a 300°C tal como en un intervalo de 150 a 250°C.

La fracción no condensada en la segunda etapa de calentamiento típicamente comprende hidrógeno, un óxido de carbono, metano, etano, propano y butanos y tiene un valor calorífico relativamente elevado. De preferencia, el gas se somete a combustión para producir calor para calentamiento en el proceso.

El calor de condensación en las etapas de condensación de preferencia se transfiere a un medio de enfriamiento. En una modalidad preferida de acuerdo con la presente invención, el calor transferido al medio de enfriamiento se emplea para al menos suministrar parcialmente el calor requerido en el calentamiento en la segunda etapa de conversión .

En medio de enfriamiento puede comprender aceite caliente tal como Dowterm B o una sal fundida tal como una sal Hitech.

En medio de .enfriamiento puede subsecuentemente emplearse para suministrar calor a la segunda etapa de conversión para utilizarse en al menos suministrar parcialmente el calor requerido en la sexta etapa de mejora de la fracción de hidrocarburos líquidos de la cuarta etapa de separación.

El suministro de calor al menos parcial a la sexta etapa de mejora de la fracción de hidrocarburos líquidos puede de acuerdo con una modalidad preferida, realizarse por intercambio térmico del medio de enfriamiento con la fracción de hidrocarburos líquidos antes de y/o durante el primer calentamiento de la sexta etapa de mejora. Además el medio de enfriamiento se emplea para suministrar calor a la segunda etapa de calentamiento, por ejemplo al precalentar la fracción de hidrocarburos líquidos que se retira de la primera etapa de calentamiento antes de entrar a la segunda etapa de calentamiento o la fracción de hidrocarburos líquidos y/o al calentar por intercambio térmico dentro del recipiente para la segunda etapa de calentamiento.

El medio de enfriamiento puede de acuerdo con una modalidad de la presente invención ser calentado en un quemador u horno antes del calentamiento de la segunda etapa de calentamiento .

Sólidos tales como ceniza y coque pueden de acuerdo con una modalidad ventajosa de la presente invención, permitírseles acumular dentro del recipiente para la segunda etapa de calentamiento en un periodo predefinido. En esta modalidad, el proceso de acuerdo con la presente invención puede comprender dos o más recipientes o tambores para la segunda etapa de la operación de calentamiento en un ciclo secuencial .

La Figura 10 muestra una ventaja adicional de la presente invención. La presión y temperatura de operación en los intervalos de la presente invención son importantes para obtener la química y rendimientos de proceso deseados .

Sin embargo, una ventaja adicional de operar a las presiones de acuerdo con la presente invención se ilustra en la Figura 10 para agua pura. Como se ve de la figura, la presión tiene efecto limitado en la entalpia a una temperatura de operación dada, hasta a una temperatura de alrededor de la temperatura crítica del agua 374 °C, pero sobre la temperatura crítica las presiones de operación se vuelven cada vez más importantes para la entalpia a una temperatura determinada, es decir la alimentación de energía requerida para calentar agua a una temperatura específica es menor a superior presión. Por ejemplo, a una presión de operación de 300 bar y superiores, la alimentación de energía requerida a una temperatura de operación de 390°C es de aproximadamente 30% o menos que a una presión de 225 bar y 20% menos que a 250 bar.

La mezcla de alimentación actual a calentarse no es agua pura y contiene compuestos orgánicos de diversos tipos. La presencia de estos compuestos orgánicos puede mover la temperatura crítica tanto arriba como hacia abajo dependiendo de los compuestos orgánicos y material carbonaceo específicos que se convierten. Por lo tanto, la figura se pretende para propósitos ilustrativos de beneficios agregados de las condiciones de operación de acuerdo con la presente invención .

La Figura 11 muestra una modalidad preferida de un proceso continuo de acuerdo con la presente invención.

Pretratamiento Material carbonáceo contenido en una o más corrientes de alimentación A, B se introduce en una etapa de pretratamiento en el dispositivo de pretratamiento 1, en donde se transforman en una mezcla de alimentación homogénea bombeable en la forma de un fango y/o pasta F. Esto puede realizarse por ejemplo al introducir in situ compuestos hidrocarburos líquidos producidos tal como una corriente de reciclado del producto hidrocarburo líquido que se produce o una fracción de la misma como se indica por la corriente fluida de la tubería después de la primer separación y al dispositivo de pretratamiento 1 y/o compuestos orgánicos líquidos recuperados y/o catalizadores homogéneos de la fase de agua como se indica por la corriente fluida 14 en el dispositivo de pretratamiento 1. Dependiendo de la concentración de los catalizadores homogéneos tales como potasio y/o sodio en la corriente de alimentación ( -s) catalizadores de reposición C también pueden introducirse para ajustar la concentración de catalizador a la concentración de acuerdo con la presente invención. El catalizador puede de acuerdo con una modalidad preferida de la presente invención ser agregado como una sal o disuelto en un líquido, por ejemplo agua. A menudo, los catalizadores de reposición C de acuerdo con la presente invención estarán en forma alcalina tal como en forma de hidróxido o carbonato, y además de reponer la concentración de catalizador homogéneo sirven además como ajuste de pH de la mezcla de alimentación F para obtener un pH de al menos 7 durante o después de la conversión, de preferencia un pH en el intervalo de 8-12 y más preferible un pH en el intervalo de 8-11. En muchas modalidades de acuerdo con la presente invención, el pH de la mezcla de alimentación durante y/o después de la conversión del material carbonáceo contenido en la mezcla de alimentación F, se controla mediante el pH durante y/o después de la conversión y ajuste del pH en el manejo de la alimentación 1 por adición de catalizador de reposición y/o en forma alterna agregar otra base D al manejo de alimentación 1.

Típicamente, la proporción en peso de la o las corrientes recicladas que comprenden los compuestos orgánicos líquidos respecto a las corrientes de alimentación que se introducen en el manejo de alimentación de acuerdo con la presente invención, está en el intervalo de 0.01 a 5.0, tal como en el intervalo de 0.1 a 2.0, de preferencia en el intervalo de 0.15 a 1.0 tal como en el intervalo de 0.10 a 0.5, y aún más preferible en el intervalo de 0.2-0.4. Además de introducir ventajas de proceso desde un punto de vista de conversión, la recuperación de reciclado in situ producen compuestos orgánicos líquidos al pretratamiento 1 permite la preparación de una mezcla de alimentación que comprende fango o pasta bombeable homogéneo F de las corrientes de alimentación como se recibe y/o preparación de una mezcla de alimentación que comprende una pasta o fango bombeable F que tiene un contenido superior de materia seca respecto a ninguna o menos agua y/u otro solvente requerido para agregar al pretratamiento 1. Además se ha encontrado que la presencia de los compuestos orgánicos líquidos durante el pretratamiento 1 introduce un efecto estabilizante y/o de disolución que ayuda en homogeneizar la mezcla de alimentación F, por ejemplo al disminuir la viscosidad de la mezcla de alimentación a un contenido de sólido seco determinado y así como temperatura o permite operación a un tamaño de partículas máximo superior y/o superiores contenidos de materia seca y de esta manera resulta en un proceso más económico y efectivo total por ejemplo menos pérdidas de energía parasitaria y más petróleo producido.

El pretratamiento 1 puede de acuerdo con una modalidad preferida de la presente invención además comprender el proporcionar una mezcla de alimentación F con un tamaño de partículas máximo de 30 mm tal como un tamaño de partículas máximo de 15 mm, de preferencia la mezcla de alimentación proporciona un tamaño de partículas máximo 5 mm tal como un tamaño de partículas máximo de 2 mm, más preferible el tamaño de partículas máximo en la mezcla de alimentación está en el intervalo 0.01 a 1.5 mm tal como 0.1 a 1.0 mm. El suministro puede comprender el controlar el tamaño de partículas máximo de los materiales de alimentación por ejemplo al dividir los materiales de alimentación A, B por una operación de tamizado y/o una o más operaciones de trituración y/o pulverización y/o molienda y/o corte (no mostrado) y/o al dividir la mezcla de alimentación F antes de retirarse del pretratamiento a la etapa de presurización.

El pretratamiento 1 de acuerdo con una modalidad preferida de acuerdo con la presente invención además comprende medios para mezclado completo y transformación de la o las corrientes de alimentación y corrientes fluidas A, B, C, D en una pasta o fango homogéneo. El mezclador puede de acuerdo con la presente invención ser un recipiente agitado equipado con medios para mezclar y homogeneizar eficientemente materiales viscosos tales como un mezclador planetario, un amasador o mezclador Banbury. Otros medios preferidos para mezclado completo y homogeneización de la alimentación y corrientes fluidas a una mezcla de alimentación de acuerdo con la presente invención incluye mezcladores en linea. Los mezcladores en linea además pueden introducir una acción de corte y/o cizallado y/o autolimpieza . El mezclador de preferencia además está equipado con medios para calentar la mezcla de alimentación a una temperatura en el intervalo de 50 a 200°C, de preferencia en el intervalo de 80 a 180 °C y más preferible en el intervalo de 90 a 160°C a presión suficiente para evitar ebullición tal como presión en el intervalo de 1-20 bars, de preferencia en el intervalo de 1-12 bars. Medios preferidos para calentar la mezcla de alimentación durante el pretratamiento de acuerdo con la presente invención, incluyen una chaqueta de calentamiento (no mostrada) . En una modalidad preferida, el calor para precalentamiento de la mezcla de alimentación F en el pretratamiento 1 se obtiene del enfriamiento de material carbonáceo convertido que comprende un producto hidrocarburo líquido, por ejemplo por termointercambio con esta corriente de proceso. De esta manera, la eficiencia de energía del proceso puede ser adicionalmente mejorada.

De acuerdo con una modalidad preferida de la presente invención, el mezclador además puede estar equipado con un bucle de re-circulación (no mostrado) , en donde se retira material del mezclador y al menos se re-circula parcialmente en un bucle interno o externo y re- introduce en el pre-tratamiento para controlar el tiempo de residencia en el pre-tratamiento o manejo de alimentación a un tiempo predefinido. Tiempos de residencia preferidos en la etapa de pre-tratamiento 1 de acuerdo con la presente invención está en el intervalo de 1 minuto a 24 horas tal como en el intervalo de 5 minutos a 12 horas. De preferencia, el tiempo de residencia está en el intervalo de 5 minutos a 6 horas, más preferible en el intervalo de 10 minutos a 3 horas.

Típicamente, el contenido de materia seca de acuerdo con la presente invención está en el intervalo de 20 a 70% en peso, de preferencia en el intervalo de 25 a 60% y más preferiblemente en el intervalo de 30 a 50% en peso.

El proceso de acuerdo con la presente invención requiere que agua esté presente en la mezcla de alimentación. Típicamente, el contenido de agua en la mezcla de alimentación es de al menos 30% en peso en el intervalo de 30 a 80% en peso y de preferencia en el intervalo de 30 a 70%.

El pulpado mecánico y/o térmico y/o químico de los materiales de alimentación que se obtienen en el pre-tratamiento 1 de acuerdo con una modalidad preferida de la presente invención, permite la producción de una mezcla de alimentación bombeable homogénea F premezclada con aditivos para realizar un proceso de acuerdo con la presente invención y tiene un alto contenido de materia seca a una viscosidad procesable por un proceso de acuerdo con la presente invención. La mezcla de alimentación de acuerdo con la presente invención resulta en un proceso más efectivo y económico que en la técnica previa, por ejemplo menos pérdidas de energía parasitaria y superiores rendimientos de petróleo .

Conversión La mezcla de alimentación F se retira del manejo de alimentación 1 y transfiere a una bomba de presurización 2, de preferencia por una bomba de desplazamiento positivo tal como una bomba de lóbulos o bomba en espiral . De acuerdo con la presente invención, la presurización a la presión de reacción deseada se realiza esencialmente antes de calentar desde la temperatura de entrada del pre-tratamiento 1 a la temperatura de reacción se inicie. Bombas preferidas para la presurización de acuerdo con la presente invención incluyen bombas de lóbulos rotatorios en un arreglo en serie, bombas de pistón de una sola o doble acción, bombas de pistón con diafragma de manguera.

La mezcla de alimentación a presión subsecuentemente se calienta a una temperatura de reacción en el intervalo de 370 a 450 °C tal como en el intervalo de 380 a 430 °C, de preferencia en el intervalo de 385 a 430 °C tal como en el intervalo de 390 a 430 °C, más preferido en el intervalo de 400 a 430 °C tal como en el intervalo de 400 a 420 °C.

De acuerdo con una modalidad preferida de la presente invención, el calentamiento se revisa en uno o más cambiadores de calor 3, 4, 5. De preferencia, el calentamiento al menos se realiza parcialmente por recuperación de calor de una o más corrientes de proceso. En la modalidad preferida mostrada en la figura, el calor se recupera de la corriente de producto caliente, desde el reactor 6 y transfiere a la mezcla de alimentación a presión por intercambio de calor directo en los primeros cambiadores de calor 3 y 4. Típicamente, la mezcla de alimentación F se calienta desde la temperatura de entrada a una temperatura en el intervalo 180-250 °C en el primer cambiador de calor 3, y a una temperatura en el intervalo de 300-390 °C en el segundo cambiador de calor 4. En una modalidad opcional, la recuperación térmica puede realizarse por intercambio térmico indirecto con un medio de transferencia térmica tal como vapor, aceite caliente o una sal fundida. Por la recuperación térmica se obtiene que el proceso se vuelva muy eficiente en energía ya que la mayoría del calor requerido se recupera .

Los cambiadores de calor 3 y 4 pueden combinarse opcionalmente en un cambiador de calor. Sin embargo, ya que las propiedades de la mezcla de alimentación por ejemplo la viscosidad cambia significativamente durante el calentamiento, se prefiere típicamente el dividir el calentamiento en dos o más cambiadores de calor. Esto tiene la ventaja adicional de que diferentes materiales de construcción pueden emplearse en los cambiadores de calor, por ejemplo puede emplearse un material de aleación menor en el primer cambiador de calor 3. Además de acuerdo con una modalidad preferida de la presente invención, los cambiadores de calor se diseñan para proporcionar una velocidad de calentamiento relativamente alta en el intervalo de temperatura de hasta 300 °C o alrededor. Típicamente, la velocidad de calentamiento en el intervalo de 140 a 300°C es al menos 50°C/min, de preferencia 75°C/min, más preferido 100°C/min y aún más preferido 150°C/min. En combinación con las características de la mezcla de alimentación de acuerdo con la presente invención, aquí se obtiene que las reacciones secundarias indeseadas minimiza el residuo carbonoso y alquitrán y que el rendimiento de producto hidrocarburo líquido deseado se lleva al máximo.

La mezcla de alimentación F se calienta además a la temperatura de reacción en el cambiador de calor 5. El calentador puede ser un calentador quemado 7 como se muestra en la figura, por ejemplo un calentador alimentado por gas natural, petróleo u otro combustible conveniente 8. De preferencia, el primer calentador al menos se abastece parcialmente por un producto producido por el proceso de acuerdo con la presente invención tal como gas producido por el proceso como se muestra en la figura. Otros productos potenciales producidos por el proceso para al menos abastecer parcialmente el calentador quemado pueden incluir residuo carbonoso y producto hidrocarburo líquido. Por al menos abastecer el calentador quemado por un producto producido por la pérdida de energía parasitaria se reduce y la eficiencia de energía se incrementa. De esta manera un proceso que utiliza menos consumibles, es más económico, más eficiente en energía y tiene una huella de C02 y/o ambiental más pequeña.

Modalidades alternas del adicional calentamiento a la temperatura de reacción de acuerdo con la presente invención, incluyen un calentador quemado con calentamiento indirecto, por ejemplo en donde el calor de el o los combustible de combustión en el horno o quemador primero se transfiere a otro medio de transferencia térmica tal como vapor, aceite caliente o sal fundida antes del intercambio térmico con la corriente de alimentación parcialmente calentada .

Subsecuente al calentamiento a temperatura de reacción, la mezcla de alimentación a presión y calentada F se mantiene a la presión y temperatura deseadas en una zona de reacción 6 por un tiempo predefinido. Las características de alimentación y/o la combinación de presión y temperatura de acuerdo con la presente invención, en general permiten más cortos tiempos de reacción y/o un producto hidrocarburo líquido de mayor reacción que en la técnica previa sin sacrificar el rendimiento y/o calidad del producto deseado. El tiempo predefinido en la zona de reacción, de acuerdo con una modalidad de la presente invención, puede estar en el intervalo de 1 a 60 minutos tal como 5 a 45 minutos, de preferencia el tiempo predefinido en la zona de reacción está en el intervalo de 10 a 40 minutos tal como en el intervalo de 10 a 30 minutos, más se prefiere el intervalo de 10 a 25 minutos tal como 10 a 20 minutos.

Una zona de reacción 6 de acuerdo con la presente invención comprende ventajosamente uno o más reactores, de preferencia orientados verticalmente, en donde la mezcla de alimentación se suministra en la parte superior de el o los reactores en la misma dirección que la gravedad y se retira por el fondo. De preferencia, los reactores de conversión además comprenden una entrada de forma cónica para introducir la mezcla de alimentación en la parte superior y una salida de forma cónica para retirar desde el fondo la mezcla de alimentación convertida F. De manera ventajosa, la entrada de forma cónica tiene un ángulo de las paredes de la entrada de forma cónica a la línea central del reactor por debajo de 60 grados, y la salida de forma cónica tiene un ángulo de las paredes de la salida de forma cónica a la linea central del reactor por debajo de 30 grados.

Además, el diámetro de la entrada y salida del reactor 6 al diámetro máximo del reactor de preferencia se eligen para obtener una proporción mínima de la velocidad promedio máxima en la entrada/salida a la velocidad de promedio mínima en el reactor de al menos 4, de preferencia en la proporción de la velocidad de promedio máxima en la entrada/salida a la velocidad de promedio mínima en el reactor se eligen para obtener una proporción de velocidades de al menos 16, más se prefiere la velocidad promedio máxima en la entrada/salida a la velocidad promedio mínima en el reactor se eligen para obtener una proporción de velocidad de al menos 25 tal como una proporción de velocidad de al menos 50.

De esta manera, se proporciona un sistema de reactor ventajoso que es menos sensible a obturación debido a sedimentación de partículas suspendidas, y más compacto y económicamente atractivo que en la técnica previa. Además, la disminución y aumento controlado de las velocidades en la entrada y salida pueden permitir un uso más eficiente del volumen del reactor.

Enfriamiento y expansión La corriente de salida del reactor 6 que comprende producto hidrocarburo líquido desde el material carbonáceo convertido, subsecuentemente se enfría por intercambio de calor con la mezcla de alimentación de ingreso F en los cambiadores de calor 3,4. A menudo se enfría a una temperatura en el intervalo de 240-300 °C en el cambiador de calor 4 y además a una temperatura en el intervalo de 100-200 °C en el cambiador de calor 3 y opcionalmente por intercambio térmico en el pre-tratamiento/o etapa de manejo de alimentación como se describe anteriormente, antes de expansión de la mezcla de alimentación convertida que contiene producto hidrocarburo líquido a una presión en el intervalo de 1-70 bars en una o más etapas de expansión 9. Puede proporcionarse un refrigerante adicional 10.

Separación La mezcla de la expansión que contiene producto hidrocarburo líquido subsecuentemente lleva a separación. La separación puede de acuerdo con la presente invención comprender medios 11 para separar gas de la mezcla como se muestra en la figura. Los medios de separación pueden comprender un separador por evaporación instantánea o desgasificador 11, en donde se retira gas de la parte superior. De acuerdo con una modalidad de la presente invención, el gas puede emplearse para producir calor para calentamiento en el proceso al proceso como se muestra en la figura y describe adicionalmente con anterioridad. El gas puede ser enfriado opcionalmente para condensar compuestos tales como por ejemplo agua antes del uso para producir calor para el proceso.

Los medios de separación de gas 11 además pueden proporcionar cuando menos una separación gruesa de la mezcla desgasificada en una corriente rica en hidrocarburo líquidos y una corriente rica en agua residual, por ejemplo por separación gravimétrica . La corriente rica en agua comprende compuestos orgánicos solubles en agua, partículas suspendidas y sales disueltas, puede ser al menos parcialmente retirada del separador gravimétrico, y alimentada a una unidad de recuperación, opcionalmente después de adicional separación por filtrado y/o centrifugación (no mostrado) para retirar partículas suspendidas .

La mezcla desgasificada o la corriente rica en hidrocarburos líquida opcionalmente , se retira de los medios de separación de gas 11, y además puede separarse por centrifugación 12, 13. La centrifugación 12, 13 de preferencia comprende una o más centrífugas de 3-fases tal como una o más centrífugas de recipiente-disco de alta velocidad y/o una o más centrífugas decantadoras 12, 13, separar la mezcla desgasificada en una fase de agua que contiene orgánicos solubles en agua y sales disueltas, una fase de aceite y una fase de fango que comprende partículas suspendidas. La primera centrífuga 12 de preferencia es un concentrador diseñado para producir una fase de agua substancialmente libre de producto hidrocarburo líquido, un producto hidrocarburo líquido que comprende algo de agua y una fase de fango que comprende cenizas suspendidas y/o partículas de alquitrán. La fase de agua se alimenta a la unidad de recuperación 14. El producto de hidrocarburo líquido se alimenta a la segunda centrífuga 13 para adicional separación de agua y cenizas y/o alquitrán. De preferencia, el producto hidrocarburo líquido después de la primera centrífuga se divide antes de entrar a la segunda centrífuga 13. De preferencia, una fracción del producto hidrocarburo líquido producido se recicla a la etapa de pre-tratamiento 1.

La segunda centrífuga 13 de preferencia es una centrífuga de recipiente con disco de alta velocidad diseñada como un purificador de aceite, es decir para producir un producto hidrocarburo líquido substancialmente libre de agua. Agua de la segunda centrífuga 13 de preferencia se mezcla con agua de la primera centrífuga 12 y alimenta a la unidad de recuperación 1 . Similarmente ceniza y/o alquitrán de la segunda centrífuga 13 se mezcla con ceniza y/o alquitrán de la primera centrifugación 12, seca (no mostrado) y se envía al almacenamiento .

Para separación efectiva, las centrífugas 12, 13 de acuerdo con una modalidad de la presente invención de preferencia se opera a una temperatura en el intervalo de 50 a 200 °C, tal como una temperatura en el intervalo de 70 a 150 °C. La presión durante la separación por centrifugación se mantiene a una presión suficientemente alta para evitar ebullición a la temperatura predominante, por ejemplo una presión de hasta 15 bar, de preferencia una presión de hasta 10 bar, más preferible una presión de hasta 5 bar.

Recuperación Las fases de agua de los medios de separación de gas 11, centrífugas 12 y 13 se alimentan a un dispositivo de recuperación 14, en donde compuestos orgánicos líquidos y/o catalizadores homogéneos se recuperan en una forma concentrada, y reciclan al dispositivo de pre-tratamiento 1.

De preferencia el dispositivo de recuperación 14, comprende una etapa de evaporación, en donde el agua se evapora de las fases de agua combinadas, y de esta manera proporciona un destilado y un concentrado. Las fases de agua combina pueden ser pre-calentadas a una temperatura por ejemplo de 70-95 °C antes de entrar al evaporador. El calor para el pre-calentamiento de preferencia se proporciona por recuperación de calor de una corriente de proceso y/o de la corriente de destilado de salida antes de entrar al evaporador .

En el evaporador, se evapora agua de la mezcla que comprende orgánicos solubles en agua y sales disueltas a una temperatura de 100 a 105 °C. Una modalidad preferida del evaporador de acuerdo con la presente invención incluye aumentar la temperatura de condensación del agua evaporada al incrementar la presión por un soplador, compresor (Recomprensión de Vapor Mecánica) o un inyector de vapor (Recomprensión de Vapor Térmica) o una combinación de las mismas. De esta manera, el vapor de agua evaporada puede emplearse como un medio de calentamiento para la evaporación en el evaporador, y el evaporador se vuelve muy eficiente en energía ya que el calor de evaporación latente no requiere ser suministrado a la etapa de evaporación. De preferencia, la fracción evaporada pasa a un separador de partículas y/o antiespumante antes de la recompresión de vapor. El evaporador puede dividirse ventajosamente en dos o más etapas que operan a presión y temperatura decrecientes cada uno calentado con el vapor evaporado del mismo vapor (en el caso de recomprensión de vapor) o el vapor de la etapa anterior para reducir al mínimo o adicionalmente minimizar el calor requerido para la evaporación.

El evaporador además puede comprender condensar el vapor evaporado en o a etapas de condensación, en donde la temperatura de condensación en las etapas de condensación se elige para obtener una fraccionación de la fracción evaporada, es decir una fracción que comprende agua y eventualmente compuestos de punto de ebullición superior, y una fracción en donde los compuestos que tienen una temperatura de punto de ebullición menor que el agua, se concentran. Habrá de notarse que los condensadores de acuerdo con la presente invención pueden comprender cambiadores de calor en donde los medios a concentrar se evaporan en el otro lado, pero en general la etapa de evaporación de acuerdo con la presente invención comprende al menos un condensador adicional comparado con el número de etapas de evaporación. La fracción que comprende agua evaporada ( "destilado" ) además puede enfriarse a una temperatura adecuada para descarga de un refrigerante 15. De esta manera se obtiene que el evaporador además de recuperar los compuestos orgánicos líquidos y/o catalizadores homogéneos, también limpia y purifica la fase de agua en una forma eficiente, y puede producir una fase de agua que puede reutilizarse o descargarse al recipiente. Opcionalmente el "destilado" puede someterse a una o más etapas de pulido 16. Las etapas de pulido pueden incluir un absorbente y/o adsorbente y/o una etapa de coalescencia y/o un sistema de membrana y/o un sistema de tratamiento biológico tal como bioreactor.

La fracción que se concentra con compuestos que tienen un punto de ebullición menor que el agua puede de conformidad con una modalidad preferida, mezclarse con el concentrado del evaporador y reciclarse a la etapa de pretratamiento 1.

La Figura 11B muestra una modalidad preferida de un proceso de acuerdo con la presente invención, en donde C02 se recupera del gas producido por el proceso.

Material carbonáceo de uno o más materiales de alimentación se proporciona como una mezcla de alimentación de acuerdo con la presente invención y convierte en un producto hidrocarburo líquido en un proceso continuo al* someter a presión la mezcla de alimentación a una presión en el intervalo 50-400 bar, y subsecuentemente calentar la mezcla de alimentación a una temperatura en el intervalo de 250 a 500°C, y mantener la mezcla de alimentación en el intervalo de presión y temperatura deseados en una zona de reacción por un tiempo preferido. Subsecuentemente, la mezcla que contiene el material carbonáceo convertido se enfría y expande en una o más etapas de enfriamiento y expansión a una temperatura en el intervalo de 25-200°C, y una presión en el intervalo 1 a 70 bar.

La mezcla de alimentación convertida al menos se expande parcialmente en cuando menos una etapa de separación instantánea 11, en donde la mezcla de alimentación convertida se separa en una fase gas y una fase líquida. El gas típicamente contiene 60 a 95% de C02 en peso con el resto que es hidrógeno, hidrocarburos Ci-C y agua. El gas se retira de la parte superior del separador por evaporación instantánea, y C02 se recupera de la fase gas .

Habrá de entenderse que el 'enfriamiento y expansión pueden comprender una serie de separadores por evaporación instantánea que operan a diferentes presiones y temperaturas por ejemplo un primer separador por evaporación instantánea puede operar a una temperatura de presión cercana a la temperatura y presión de reacción y puede resultar en una fase gas y una fase líquida. Cualquier fase puede además ser enfriada, sometida a expansión y separada en adicionales fases de gas y líquido. De acuerdo con una modalidad de la presente invención C02 se recupera de la fase gas o combinación de gases por enfriamiento y expansión de la fase gas bajo presión a una presión final por debajo de la presión crítica de C02 de 74 bar tal como una presión en el intervalo 50 a 70 bar, y una temperatura final por debajo de la temperatura crítica de C02 de 31°C en una o más etapas para condensar y recuperar C02 como un líquido C02.

El proceso para la recuperación de C02 se ejemplifica en la Figura 11B con base en la modalidad preferida de un proceso como se ilustró en la Figura 11A.

Como se muestra en la Figura 11B, una modalidad preferida incluye un separador por evaporación instantánea o desgasificador 11 que separa la mezcla de alimentación convertida en una fase de gas que comprende una cantidad sustancial de C02 y una fase líquida. El separador por evaporación instantánea o desgasificador de preferencia se opera a una presión de 50-70 bar y una temperatura en el intervalo de 100 a 200°C. El gas puede retirarse de la parte superior y enfriarse a una temperatura en el intervalo de 35 a 80°C tal como una temperatura en el intervalo de 35 a 50°C en un primer condensador 17, con lo que un primer condensado que comprende agua y/u otros condensables tales como metanol, etanol y/o acetona se producen. El condensado se separa del gas en el separador 18, y de preferencia se alimenta a la unidad de recuperación para concentración y purificación. La fase gas separada del separador 18 además se enfría a una temperatura por debajo del punto crítico de C02 de 31°C en el segundo condensador 19. De preferencia, el gas que sale del primer separador se enfría a una temperatura en el intervalo de 12-30°C tal como una temperatura en el intervalo 15-25°C, con lo que C02 se condensa. C02 condensado por el enfriamiento en el segundo condensador, se separa del gas residual en el segundo separador 20. El C02 líquido recuperado se alimenta a un tanque de almacenamiento. El C02 producido puede emplearse para producción de algas como se describe en la Figura 11A o recuperación de petróleo mejorada, etc. El gas residual puede tener un alto valor calorífico y un alto contenido de hidrógeno después de la separación. De acuerdo con la presente invención, el valor calorífico del gas residual puede estar por encima de 20 MJ/kg tal como sobre 25 MJ/kg, de preferencia el gas residual puede tener un valor calorífico sobre 30 MJ/kg tal como sobre 35 MJ/kg, se prefiere que el gas pueda tener un valor calorífico sobre 40 MJ/kg. El gas residual producido puede de acuerdo con la presente invención ser empleado para al menos producir parcialmente calor para calentar el proceso tal como se muestra en la Figura 11A.

La concentración de hidrógeno en el gas residual puede ser mayor a 30% en volumen tal como una concentración de hidrógeno mayor a 35% en volumen, de preferencia la concentración de hidrógeno en el gas residual está sobre 40% en volumen. El gas residual rico en hidrógeno puede en otra modalidad de acuerdo con la presente invención, ser utilizado como una fuente de hidrógeno en un proceso de mejora, para mejorar el hidrocarburo líquido como se describe adicionalmente en relación a las siguientes figuras.

Una modalidad preferida de un proceso de mejora de acuerdo con la presente invención se muestra en la Figura 12.

El producto hidrocarburo líquido después de la separación de acuerdo con la presente invención es un producto crudo que puede ser de calidad suficiente para uso directo por ejemplo en aplicaciones de combustión o para mejora adicional en una refinería centralizada.

Sin embargo, en muchas aplicaciones de acuerdo con la presente invención, es conveniente mejorar adicionalmente producto hidrocarburo líquido para ampliar la ventana de aplicación directa y/o proporcionar aplicaciones de un valor más elevado para el producto.

La Figura 12 muestra una modalidad preferida para mejorar el producto de hidrocarburo líquido de acuerdo con una modalidad de la presente invención, en donde el producto de hidrocarburo líquido en bruto de la separación, se calienta una temperatura en el intervalo de 300 a 600°C tal como en el intervalo 360 a 550°C, de preferencia a una temperatura en el intervalo 400 a 525°C, tal como en el intervalo 420 a 480°C a una presión en el intervalo 0.5 a 30 bar, de esta manera produciendo cuando menos una fracción de hidrocarburo líquido y/o al menos una fracción de residuo sólido y/o al menos una fracción acuosa.

El calentamiento en el proceso de mejora puede realizarse en dos etapas como se muestra en la Figura 12. El producto hidrocarburo líquido en bruto de la separación, primero entra a una primera etapa de calentamiento y separación 21, en donde se precalienta y/o calienta a una temperatura de hasta 200°C, de preferencia por debajo de 180°C, más preferible por debajo de 160°C, más preferible por debajo de 140°C y aún más preferible en el intervalo de 100 a 140°C.

El calor para la primera etapa de precalentamiento y/o calentamiento de acuerdo con una modalidad de la presente invención se recupera del enfriamiento y expansión de la mezcla de alimentación.

Durante la primera etapa de calentamiento en el evaporador 21, agua se evapora del producto hidrocarburo liquido. El agua evaporada de preferencia se recicla a la etapa de recuperación y mezcla con la fracción residual de la separación.

La fracción residual se retira de la primera etapa de calentamiento y calienta a una temperatura de hasta 600 °C, de preferencia a una temperatura en el intervalo de 400 a 550°C y más preferible 425 a 500°C en una segunda etapa de calentamiento en un evaporador 22. De esta manera hidrocarburos líquidos se evaporan saliendo de una fracción sólida residual de producto carbonoso/coque, residuos pesados y cenizas en el segundo calentador/evaporador 22. La fracción sólida se deja que acumule en el segundo calentador por ejemplo por 24 horas, después de lo cual la alimentación de hidrocarburos líquidos se suministra al otro segundo calentador 23. Los hidrocarburos líquidos evaporados se condensan en dos o más condensadores 24, 27; 25, 28; 26, 29 que tienen temperaturas decrecientes y predefinidas de condensación, con lo que una fraccionación de los hidrocarburos ocurre. La temperatura de salida de los hidrocarburos líquidos no condensados en la primera etapa de condensación puede en una modalidad preferida estar en el intervalo de 340 a 400°C, de preferencia en el intervalo de 350 a 390°C, más preferible en el intervalo de 360 a 380°C, con lo que una fracción de hidrocarburos líquidos que comprende gasóleo pesado se condensa. Además, la temperatura de salida de los hidrocarburos líquidos no condensados en la segunda etapa de condensación de preferencia está en el intervalo de 230 a 250°C, con lo que una fracción que comprende hidrocarburos líquidos que tienen un punto de ebullición en el rango de diesel se condensa. La temperatura de salida de los hidrocarburos líquidos no condensados en la tercera etapa de condensación de preferencia está en el intervalo de 100 a 150°C, con lo que una fracción que comprende hidrocarburos líquidos con un punto de ebullición en el intervalo de combustibles de aviones a reacción se condensa. La fracción que no se condensa en las etapas de condensación, comprende un gas combustible que comprende hidrógeno y puede someterse a combustión para producir calor para calentamiento en el proceso. Opcionalmente, el gas de combustión que comprende hidrógeno puede ser al menos parcialmente reciclado a la segunda etapa de calentamiento (no mostrado la en la figura) . En una modalidad alterna, el gas puede al menos ser parcialmente mezclado con el gas residual y descrito en conexión con la Figura 11 u otro gas que contiene hidrógeno. Al introducir y/o reciclar el gas que contiene hidrógeno a la segunda etapa de calentamiento se generan menos alquitrán y/o hidrocarburos líquidos y/o menos producto hidrocarburo líquido oxigenado en la segunda etapa de calentamiento.

La mejora del producto de hidrocarburo líquido por las etapas de calentamiento de acuerdo con la presente invención, resulta en un producto hidrocarburo líquido que tiene una superiores calidad y valor, por ejemplo el producto hidrocarburo líquido mejorado puede ser menos viscoso y/o tener menor densidad y/o menor número o ácido y/o menor contenido de oxígeno y/o tener un número de residuos de carbón Conradson menor y/o contener menos cenizas y/o contener menos agua y/o tiene un superior valor calorífico que el producto crudo hidrocarburo líquido que entra al proceso de mejora. Además, el enfriamiento y condensación con temperaturas de condensación decrecientes y predefinidas, resulta en fraccionación de producto hidrocarburo líquido en combustible para aviones a reacción, diésel y combustóleo pesado .

Otra modalidad preferida de un proceso de mejora de acuerdo con la presente invención se muestra en la Figura 13.

La Figura 13 muestra otra modalidad preferida de un proceso de mejora de acuerdo con la presente invención. El proceso de mejora es bastante similar al proceso de mejora ilustrado en la Figura 12, pero se emplea un fraccionador 33 en lugar de enfriamiento y condensación con temperaturas de condensación predefinidas y decrecientes.

El producto hidrocarburo líquido en bruto de la separación, primero entra a una primera etapa de calentamiento y separación en el evaporador 30, en donde se precalienta y/o calienta a una temperatura de hasta 200°C, de preferencia por debajo de 180°C, más preferiblemente inferior a 160°C, más preferiblemente inferior a 140°C e incluso más preferible en el intervalo de 100 a 140°C.

Agua se evapora del producto de hidrocarburo líquido en la primera etapa de calentamiento y separación. El producto de hidrocarburo líquido residual que sale puede mezclarse con una corriente reciclada de producto de hidrocarburo líquido desde la sección inferior del fraccionador 33 y calienta a una temperatura de hasta 600°C, de preferencia una temperatura en el intervalo de 400 a 500°C y más preferible a una temperatura en el intervalo de 425 a 500°C en un calentador 32, después de lo cual se introduce en la parte inferior del fraccionador 33.

En el fraccionador 33 el producto de hidrocarburo líquido se fracciona en un producto de gasóleo en bruto y/o un producto diésel en bruto y/o un producto de combustible para aviones a reacción. Una corriente de gas combustible que comprende hidrógeno se retira de la parte superior después de enfriar en el enfriador 34 y recicla como un condensado al fraccionador. El gas puede mezclarse con el gas residual descrito en la Figura 11A-B y se quema para producir calor para calentamiento de proceso o puede ser reciclado al fraccionador 33 o a la etapa de hidroprocesamiento descrita en relación a la Figura 14. Una corriente que comprende residuos pesados y/o coque y/o cenizas, se retira del fondo del fraccionador 33.

Una modalidad preferida adicional de un proceso para producción de hidrocarburo líquido terminado se ilustra en las Figuras 14 a 15.

Las Figuras 14 y 15 muestran dos modalidades de un proceso de acuerdo con la presente invención similar a la Figura 13, pero además comprende etapas de fracciones para hidrogenación o hidróxido del gasóleo en bruto y/o diésel en bruto y/o combustible para aviones a reacción desde el fraccionador a productos terminados de gasóleo y/o diésel y/o combustible para aviones a reacción. Por el hidroprocesamiento, se retiran oxígeno, nitrógeno o azufre residuales .

El hidroprocesamiento de acuerdo con una modalidad de la presente invención puede involucrar el tratamiento de los hidrocarburos líquidos con hidrógeno en el fraccionador 37 o en uno o más lechos de catalizador 44, 45, 46 que comprenden un catalizador seleccionado de CoMo, NiMo, Niw, Pd y Pt en un portador de ?-alúmina, aluminosilicatos o zeolitas (X, Y o mordenita) a una temperatura en el intervalo 300 a 430°C y a una presión de 40 a 200 bar, de preferencia a una temperatura de 350-400°C y presión de 60-120 bar y un espacio velocidad horario líquido de 0.5 a 5 hr. Se lleva a cabo un enfriamiento sucesivo en refrigerantes 47, 48, 49.

La fuente de hidrógeno para el hidrotratamiento puede al menos parcialmente ser el gas residual descrito en la Figura 11 o el gas que contiene hidrógeno del fraccionador. Otras fuentes de hidrógeno de acuerdo con la presente invención incluyen hidrógeno producido por reformado con vapor de gas natural, hidrógeno producido por electrólisis a hidrógeno producido por gasificación de residuo carbonoso y/o coque producido por el proceso.

Aunque es difícil discriminar la influencia de los parámetros individuales, se consideran los siguientes factores que al menos producen parcialmente las ventajas disfrutadas por la invención: Alta presión generalmente suprime la formación de residuo carbonoso y alquitrán. Además la presión es importante para la reactividad total y estabilidad del proceso, es decir si la presión se pierde o no se mantiene, por ejemplo debido a una falla de bomba o una válvula de alivio que abre, resultará en cocción y coquificación espontáneas a las temperaturas de operación de acuerdo con la presente invención, de esta manera llevando a obturación, taponamiento, etc.

• Además, altas presiones resultan en ventajas en eficiencia de energía sobre la temperatura crítica como se describe en relación a la figura 10 • La temperatura de acuerdo con la presente invención asegura que la conversión procede lo suficientemente rápido y además es importante para la calidad de los hidrocarburos líquidos producidos.

• Además de asistir en la disolución/conversión del material carbonáceo, los compuestos orgánicos líquidos se considera que trabajan como depuradores de radicales que suprimen la formación de residuos carbonosos y alquitrán y como donadores de hidrógeno que favorecen la deoxigenación por hidrogenación, de esta manera resultando en rendimiento y calidad de producto líquido hidrocarburo mejorado, además de evitar contra-tiempos de proceso.

• El catalizador homogéneo, en la forma de potasio, suprime la formación de alquitrán y residuo carbonoso y acelera las reacciones para las rutas de reacciones deseadas, es decir mejora rendimiento y calidad de hidrocarburos líquidos .

• Operación a pH > 7 es importante para la química de reacción y reduce corrosión en comparación con operación bajo condiciones acídicas.

• Hidrocarburos líquidos que se producen en el proceso mejoran significativamente la economía del proceso • Compuestos orgánicos solubles en agua son preferiblemente parte de los compuestos orgánicos líquidos que se agregan. Estos pueden provocar normalmente un proceso y pérdida de energía, resultando en rendimientos reducidos de hidrocarburos líquidos, y generando una corriente de desechos que requiere limpieza (la fase de agua es negra!) . La eliminación de compuestos orgánicos de la fase de agua y reciclado a la etapa de pre-tratamiento aumenta el rendimiento de hidrocarburos, eficiencia de energía y mejora la economía del proceso, es decir que la distribución de la energía en la corriente de alimentación es 75% a hidrocarburos, 20% a compuestos orgánicos solubles en agua y 5% a gas sin recuperación y reciclarlos entonces el rendimiento de hidrocarburos aumentará a aproximadamente: 75 + 75/80*0.2 = 93.75%.

• Además que la eficiencia y selectividad incrementadas mejoran la procesabilidad por ejemplo también se obtiene por adición más fluídico.

• Habrá de notarse que la cantidad de compuestos orgánicos de líquidos reciclados estará en el intervalo de 2-5% en peso y esto no es suficiente para obtener el mínimo 5% en peso de compuestos orgánicos líquidos en la versión preferida, por lo tanto reciclado de al menos una fracción del aceite (preferido) o adición de otros orgánicos se requiere para obtener este nivel .

• Recuperación de reciclado de al menos parte del catalizador homogéneo mejora significativamente la economía del proceso.

La Figura 16 es un dibujo esquemático de la configuración de reactor experimental empleada para conducir el experimento descrito en los Ejemplos 2 a 4. La configuración del reactor es así denominada un sistema de reactor de "flujo tapón" que permite inyección de una muestra de mezcla de alimentación en una cámara de reacción pre-calentada y opcionalmente pre-presurizada, en donde puede mantenerse por un tiempo predefinido hasta que se neutraliza la reacción.

El reactor 4 se pre-calienta a la temperatura de reacción deseada por elementos de calentamiento eléctricos, después de lo cual se bombea agua desionizada al reactor por la bomba 2. La presión en el reactor se controla por la válvula de contra presión 5, que también se emplea para la expansión. Después de que la presión y temperatura en el reactor han alcanzado sus puntos de ajuste, la mezcla de alimentación contenida en el inyector 3 se suministra al reactor 4, al encender la bomba de dosificación 1 con una velocidad controlada. Típicamente, la inyección del material de alimentación se continúa hasta que el volumen del reactor se ha reemplazado 3-5 veces. Posteriormente, la inyección de la mezcla de alimentación se detiene. La mezcla de alimentación se mantiene en el reactor por el tiempo de reacción deseado, después de lo cual la reacción se neutraliza ya sea por enfriamiento y despresurización, o por alimentación de una cantidad controlada de agua desionizada al reactor y retirar la mezcla de alimentación convertida diluida por la válvula de control 5 a un recipiente de muestra 6.

La Figura 17 muestra resultados para conversión de Granos de Destiladores Secos con Solubles como se describe en detalle en el ejemplo 2. Como se ve de la figura se obtienen rendimientos significativos a las temperaturas superiores.

Ejemplo 1: Reactores de flujo continuo contra por lotes Reactores de tipo autoclave por lotes son el tipo de reactor más ampliamente empleado para investigación hidrotérmica en los laboratorios de investigación debido a su simplicidad y costos relativamente bajos. El manejo de material de alimentación es fácil ya que solo se coloca inicialmente en el reactor. Adicional descenso de presión es fácil ya que la muestra de producto no requiere retirarse para descenso de presión.

Sin embargo, algunas limitaciones y diferencias clave en las dinámicas del reactor existen para estos sistemas en comparación con sistemas continuos o semi con inuos .

Una diferencia principal es que el tiempo de calentamiento a condiciones de reacción es lento, típicamente en el orden de horas en comparación con unos cuantos minutos. Además, la presión al menos se dicta parcialmente por la presión de saturación a la temperatura predominante en el reactor. Habrá de notarse que esta diferencia fundamental del proceso continuo de acuerdo con la presente invención, en donde la corriente de alimentación se somete a presión antes de calentar y la presión de reacción se mantiene durante todo calentamiento en la etapa de calentamiento. La presión durante calentamiento puede incrementarse al agregar una presión inicial de un gas inerte, e.g. N2 o Ar, pero para ser representativa por la presión durante calentamiento de acuerdo con la presente invención, la presión inicial requiere ser relativamente elevada y resultará en requerimientos de ventilación a temperaturas de reacción de acuerdo con la presente invención, lo que significa que la atmósfera puede cambiarse y como consecuencia los resultados pueden ser difíciles de cuantificar. Aún más, las condiciones de reacción típicamente se especifican como presión y temperatura finales. El prolongado tiempo de calentamiento y la presión descontrolada durante calentamiento permiten reacciones indeseables, y hacen difícil definir un tiempo de residencia en las condiciones de reacción específicas. Por las mismas razones, los sistemas de reactores por lotes pueden llevar a diferentes resultados y conclusiones que el proceso de acuerdo con la presente invención .

Aunque no es un reactor de flujo continuo, un reactor de flujo tapón, como se describió anteriormente en la figura 16 elimina las limitaciones con control de temperatura, presión y tiempo de resistencia en sistemas de reactores por lotes, ya que la mezcla de alimentación puede inyectarse en un reactor pre-calentado y pre-presurizado y se mantiene a estas condiciones por un tiempo de reacción predefinido. Por lo tanto, aunque no es un sistema reactor de flujo continuo, estos sistemas reactores se considera que semejan el sistema de reacción de acuerdo con la presente invención lo suficientemente cerca, para proporcionar resultados de conversión útiles .

Ejemplo 2 : Conversión de DDGS DDGS se convierte en el reactor de flujo de tapón descrito en la figura 16.

Granos de Destilados Secos con Solubles el su-producto de producción de etanol de primera generación y puede considerarse como un compuesto modelo para biomasa en la presente invención.

Granos de destiladores secos con solubles de la producción de bioetanol de granos de trigo tiene como fuente Lantmannen Agrotetanol AB, Norrkóbing, Suecia. Los DDGS suministrados como gránulos de 6 mm y subsecuentemente se muelen con martillos y tamizan por la criba de 0.5 mm.

DDGS primordialmente consisten de proteína, celulosa y fibras, pero también contienen cantidades menores de hemicelulosa, lípidos y almidón. La distribución como se recibe de Lantmannen Agroetanol AB es : * En fibras. Distribución es un estimado y no medido.

Análisis detallado de DDGS antes de adición de agua y un catalizador homogéneo se da en la tabla 2 siguiente. El análisis elemental de los elementos C, H y N, se determina de acuerdo con ASTM D 5373. Azufre se mide de acuerdo con la norma sueca 187177. El contenido de oxígeno se calcula como el balance. Superiores y menores valores de calentamiento como se recibe se miden de acuerdo con ISO 1928. El contenido de humedad se determina al medir el cambio en peso al calentar a 105°C sobre 24 horas, y el contenido de cenizas se determina como el residuo de ignición a 800 °C.

Una mezcla de alimentación que comprende 25% de DGGS secos por peso, K2C03 al 2.5% en peso y 72.5% en peso de agua, se prepara a partir de DDGS molidos con martillos y tamizados .

La mezcla de alimentación DDGS se inyecta en un reactor de flujo tapón precalentado y presurizado como se describió anteriormente, y la mezcla de alimentación se mantiene a condiciones de reacción por 15 minutos, después de lo cual las reacciones se neutralizan por enfriamiento forzado con agua. Después de expansión, el producto se enfría en botellas de centrífuga de 500 mi. Los productos se dejan que enfríen, y el producto hidrocarburo líquido se separa de la fase de agua por centrifugación por 5 minutos a 8000 rpm en una centrífuga de banco. El agua se retira de la botella por decantado. El residuo que comprende producto hidrocarburo líquido y las partículas se diluyen con acetona, y subsecuentemente pasa por un filtro con vacío. La acetona se retira del aceite por evaporación en un evaporador rotatorio.

Las condiciones y resultados experimentales se muestran en la tabla siguiente: Rendimiento en masa de aceite definido como el porcentaje de aceite libre de cenizas secas que se recuperan respecto a la cantidad de corriente de alimentación libre de cenizas secas en la mezcla de alimentación. 2Rendimiento de energía definido como el porcentaje de energía recuperado en el aceite libre de cenizas seco respecto al contenido de energía en la corriente de alimentación libre de cenizas secas en la mezcla de alimentación Como se ve de la tabla y la figura 17, el rendimiento en masa del aceite se duplica casi a una temperatura de reacción de aproximadamente 400°C, en comparación con el rendimiento de masa a menor temperatura. El contenido de carbón y menor valor de calentamiento también se encontró que son superiores a las superiores temperaturas, y la concentración del carbón orgánico total disminuye a la temperatura superior.

Visualmente también se observó una diferencia clara en el aceite producido. El aceite producido a la más baja temperatura parece ser viscoso y alquitrán, mientras que el aceite producido a 360 °C tubo una apariencia como pintura fresca, mientras que el aceite producido a aproximadamente 400°C aparece mucho más claro y tiene baja viscosidad.

Ejemplo 3: Recuperación de fracciones orgánicas líquidas y catalizador de agua de proceso Las fases de agua de los experimentos 3 y 4 en el ejemplo 2 se mezclaron y 2000 g se concentraron en un evaporador rotatorio .

A fin de llevar al máximo la recuperación de compuestos orgánicos que tienen punto de ebullición por debajo del punto de ebullición del agua, el evaporador rotatorio primero se operó a 60°C y presión de 551 mbar hasta que aproximadamente 10% del agua de proceso se evaporó y recuperó en un primer destilado. El resto se concentró adicionalmente a una temperatura de 60 °C y una presión de 81 mbar. Los datos para la concentración en la fracción evaporada se muestran en la tabla siguiente: La concentración total de carbón (TC) y la concentración total del carbón orgánico (TOC) en el agua de proceso antes de concentrar en .el evaporador se midió a 23 g/kg y 21.3 g/kg, respectivamente. Por lo tanto, la mayoría del carbón en la fase líquida comprende carbón orgánico. El carbón orgánico es una mezcla complicada de alcoholes, compuestos fenólicos, cetonas, aldehidos, ácidos, furanos, aminas y amidas , furanos , etc . Como se ve de la tabla la mayoría de los compuestos orgánicos líquidos tienen un punto de ebullición superior al agua con casi 80% del total de carbono orgánico que se recupera en el concentrado. En general, más de 60% de los compuestos orgánicos típicamente tienen un punto de ebullición superior al agua.

Como se ve adicionalmente de la tabla aproximadamente 17% tiene un punto de ebullición menor que el agua. Por lo tanto, para llevar al máximo la recuperación de compuestos orgánicos líquidos de la fase de agua y al mismo tiempo limpiar el agua, se prefiere recuperar los compuestos orgánicos líquidos en dos fracciones, por ejemplo al concentrar el agua de proceso utilizando al menos dos juegos diferentes de condiciones de evaporación, con lo que al menos un juego de condiciones de evaporación se elige para resultar en un destilado con una concentración incrementada de compuestos que tienen una temperatura de punto de ebullición menor que el agua y al menos un juego de condiciones de evaporación que resultan en un concentrado con una concentración incrementada de compuestos orgánicos líquidos que tienen un punto de ebullición sobre el punto de ebullición del agua. En forma alterna, el agua de proceso puede concentrarse utilizando un juego de condiciones de evaporación y aplicar al menos dos juegos de condiciones de condensación con temperaturas de condensación decrecientes. El concentrado y el primer destilado o el segundo destilado pueden de acuerdo con la presente invención, ser mezclados ventajosamente como se describió con anterioridad y reciclados a la etapa de pretratamiento de acuerdo con la presente invención.

Finalmente, se ve de la tabla que la recuperación de potasio es casi completa.

Ejemplo 4: Conversión de Turba en la presencia de compuestos orgánicos líquidos.

Turba de esfagno canadiense se convierte en el reactor de flujo tapón a presión de 240 bar y a una temperatura de 353 °C, y a una presión de 320 bar y 390°C, respectivamente .

El análisis de la turba de esfagno fue: La turba de esfagno se molió con martillos y cribó a un tamaño máximo de partículas de 1 mm. 500 g de turba molida con martillos subsecuentemente se forman en cabo en un mezclador planetario de servicio pesado al mezclar completamente mientras que se agrega y mezcla con 175 g de la mezcla del concentrado y destilado de la fase de agua del experimento 3, 150 g de aceite producido a partir de DDGS a 360°C, 250 bar, 75 g de etanol, 10 g de NaOH y 5 g de K2C03 a una temperatura de calentamiento de aproximadamente 90°C. El fango resultante tuvo un contenido de materia seca de 25% en peso por turba después de mezclado.

El fango resultante se inyectó en el reactor de flujo tapón precalentado similar al procedimiento descrito anteriormente en el Ejemplo 2. hendimiento en masa de aceite definido como porcentaje de aceite libre de cenizas secas producido respecto a la cantidad de corriente de alimentación libre de cenizas secas en la mezcla de alimentación. 2Rendimiento de energía definido como el porcentaje de energía recuperado en el aceite libre de cenizas secas producido respecto al contenido de energía en la corriente de alimentación libre de cenizas secas en la mezcla de alimentación.

Ejemplo 5: Características de aceite Características del producto hidrocarburo líquido producido en los experimentos 4 y 6 fueron: La curva de punto de ebullición se midió por análisis termogravimétrico (TGA) en N2 a una velocidad de calentamiento de 10°C/min: Como se ve de la tabla, la mayoría del producto hidrocarburo líquido tuvo un punto de ebullición en el intervalo de 130 a 370°C (combustible para aviones a reacción o turbosina + diesel) que corresponde a 66.4 a 70.6%, respectivamente .

Además habrá de notarse que el residuo sobre 550 °C se acerca al número de residuo de carbón Conradson dado en la tabla anterior.

Ejemplo 6: Mejora del aceite 200 g de producto de hidrocarburo liquido producido en el experimento 4 se colocó en un reactor por lotes equipado con un condensador. La muestra primero se calentó a una temperatura de 130°C para retirar agua y subsecuentemente a una temperatura de 550 °C para semejar el procedimiento de mejora en dos etapas de acuerdo con la presente invención. Las fracciones evaporadas a 130°C y en el intervalo 130 a 550 °C se recolectaron y pesaron. Un residuo negro sólido se dejó en el reactor después de la evaporación. Los resultados fueron: Como se ve de la tabla, sólo una pequeña fracción se evapora por debajo de una temperatura de 130°C. Esta fracción se considera que comprende primordialmente agua, pero sólo se realizó análisis gravimétrico .

La mayoría de la masa inicial se recupera como en el intervalo de temperatura 130-550°C como se espera de la curva de punto de ebullición medida por TGA anterior. Aproximadamente 5% de agua se produce durante el proceso de calentamiento en el intervalo de temperatura 130-550°C. Esta agua se considera que se debe a la reacción del hidrógeno producido en forma térmica con oxígeno residual en el producto de hidrocarburo líquido. El agua forma una fase inferior en el producto recolectado y se separa fácilmente en forma gravimétrica del producto hidrocarburo líquido producido. Un gas no condensable se produce durante el proceso de calentamiento, particularmente a temperatura sobre 400°C. El gas se encuentra que es combustible por ignición. Un residuo sólido tipo coque y negro se quedó en el reactor por lotes después del proceso de calentamiento.

El aceite producido se encontró que es muy fluido y tiene una viscosidad significante a temperatura ambiente. El producto hidrocarburo liquido antes y después del proceso de mejora se compara a continuación.

Como se ve de la tabla, a la viscosidad, densidad, número ácido, residuo de carbón Conradson y contenido de humedad se mejoran al mejorar por calentamiento.

Claims

REIVINDICACIONES

1. Un proceso continuo para convertir material carbonáceo contenido en uno o más materiales de alimentación en un producto hidrocarburo líquido, los materiales de alimentación incluyendo material carbonáceo, están en una mezcla de alimentación que incluye uno o más fluidos, los fluidos incluyen ' agua y compuestos orgánicos líquidos adicionales al menos producidos parcialmente por el proceso en una concentración de al menos 1% en peso, el proceso comprende : - convertir al menos parte del material carbonáceo por: - someter a presión la mezcla de alimentación a una presión en el intervalo 250-400 bar calentar la mezcla de alimentación a una temperatura en el intervalo 370-450°C, y - mantener la mezcla de alimentación a presión y caliente a los intervalos de presión y temperatura deseados en una zona de reacción por un tiempo predefinido; enfriar la mezcla de alimentación a una temperatura en el intervalo 25-200°C y expansión de la mezcla de alimentación a una presión en el intervalo de 1-70 bar, de esta manera provocando que el material carbonáceo se convierta a un producto hidrocarburo líquido; y - separar de la mezcla de alimentación convertida, una fracción que comprende un producto hidrocarburo líquido.

2. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la concentración del compuesto orgánico líquido como mínimo contenido en la mezcla de alimentación es al menos 5% en peso, de preferencia al menos 10% en peso, más preferible al menos 20% en peso.

3. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque la mezcla de alimentación proporcionada contiene al menos un catalizador homogéneo en la forma de un compuesto de potasio y/o sodio para asegurar una concentración total de potasio y sodio de al menos 0.5% en peso, de preferencia 1-10% en peso, más preferible en el rango de 2-5% en peso.

4. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-3, caracterizado porque la proporción en peso del uno o más compuestos orgánicos líquidos al peso seco del material carbonáceo en la mezcla de alimentación, está en el intervalo 0.1 a 2.0, de preferencia en el intervalo 0.15 a 1.0, más preferible en el intervalo de 0.2-0.5.

5. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque la presión durante la etapa de conversión está en el intervalo de 275 a 350 bar, de preferencia 290 a 330 bar, más preferible en el intervalo de 300 a 325 bar.

6. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque la temperatura durante la etapa de conversión está en el intervalo de 380 a 430°C, de preferencia 385 a 430°C, más preferible en el intervalo de 390 a 430°C tal como en el intervalo de 400 a 430°C.

7. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque la mezcla de alimentación a la temperatura de entrada se somete a presión, esencialmente a la presión de proceso deseada antes de que se inicie el calentamiento a la temperatura del proceso.

8. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque el pH durante la conversión está sobre 7, de preferencia en el intervalo de 8 a 12, más preferiblemente 8-10, en donde el pH de la mezcla de alimentación se mide durante y/o después de la conversión y cuando la medición de pH está fuera del intervalo preferido, la composición de la mezcla de alimentación se altera para corregir el pH en la conversión.

9. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque el calentamiento de la mezcla de alimentación se lleva a cabo a una velocidad de al menos 50°C/min, de preferencia 75°C/min, más preferido 100°C/min y aún más preferido 150°C/min en el intervalo de temperatura 140-300°C.

10. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque el tiempo de residencia en el reactor está en el intervalo 10 a 40 minutos, de preferencia en el intervalo 10 a 30 minutos, más preferible en el intervalo 10 a 25 minutos.

11. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque la velocidad de flujo promedio en tuberías de proceso y/o a la entrada de la zona de conversión/reactor es al menos 0.2 m/s, de preferencia en el intervalo de 0.2-5 m/s, más preferido 0.5-3 m/s.

12. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque además comprende recuperación de sustancias de la fracción residual restante y después de separación de la fracción que comprende un producto hidrocarburo líquido, y en donde la recuperación se realiza en uno o más evaporadores y condensadores, y en donde el primero de los evaporadores se adapta para realizar una técnica de recompresión de vapor, incluyendo recompresión de vapor mecánica y/o recompresión térmica.

13. El proceso de conformidad con la reivindicación 12, caracterizado porque los evaporadores se calientan por vapor y el vapor al menos se produce parcialmente por el proceso .

14. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 12-13, caracterizado porque al menos el primer evaporador comprende cuando menos dos condensadores que operan a temperaturas de condensación decrecientes .

15. El proceso de conformidad con la reivindicación 14, caracterizado porque la temperatura de condensación del primer condensador está en el intervalo 85-110°C, de preferencia en el intervalo 90-105°C y en donde la temperatura del último condensador es preseleccionada para condensar compuestos que tienen un punto de ebullición inferior al agua, tal como una temperatura de condensación en el intervalo 20-80°C, de preferencia una temperatura de condensación en el intervalo 30 a 70°C, tal como una temperatura de condensación del último condensador en el intervalo 40-60°C.

16. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 11-14, caracterizado porque las sustancias que se recuperan comprenden compuestos orgánicos solubles en agua y/o catalizador homogéneo en la forma de potasio y/o sodio, y las sustancias recuperadas al menos se recirculan parcialmente en una forma concentrada e introducen en la mezcla de alimentación.

17. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 11-16, caracterizado porque el factor de concentración definido como la proporción en masa de la fracción residual alimentada a la etapa de recuperación a la masa de concentrado es al menos 4, de preferencia la proporción en masa de la fracción residual que se alimenta a la etapa de recuperación a la base de concentrado es al menos 5, más preferiblemente la proporción en masa de la fracción residual alimentada a la etapa de recuperación a la masa de concentrado es al menos 7.

18. El proceso de conformidad con la reivindicación 11, caracterizado porque la etapa de recuperación incluye un bioreactor para la producción de biomasa tal como algas y/o bacterias tal como cianobacterias .

19. El proceso de conformidad con la reivindicación 18, caracterizado porque las algas y/o bacterias en la etapa de recuperación se concentran y reciclan a la mezcla de alimentación.

20. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque el calentamiento para la conversión al menos se realiza parcialmente al introducir uno o más fluidos supercríticos , tal como fluido supercrítico sobrecalentado en la mezcla de alimentación.

21. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque el calentamiento realizado para la conversión al menos se realiza parcialmente al introducir un agente oxidante en la mezcla de alimentación.

22. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 20-21, caracterizado porque la introducción de uno o más fluidos supercríticos y/o agente oxidante, se realiza en una cámara de mezclado en forma de ciclón ubicada verticalmente y en donde la mezcla de alimentación se introduce al centro desde la parte superior con una proporción de velocidad lineal promedio en el tubo de entrada a velocidad lineal promedio mínima de los fluidos en mezcla en la cámara de mezclado de al menos dos, y en donde el fluido supercrítico sobrecalentado y/o agente oxidante se introduce en la cámara sustancialmente tangencial a la cámara de mezclado a una proporción de velocidad de al menos 4 y en donde la mezcla de alimentación parcial o totalmente convertida se retira de la cámara de mezclado en forma de ciclón desde el fondo.

23. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 20-21, caracterizado porque la introducción del uno o más fluido supercríticos y/o agente oxidante, se realiza en una cámara de mezclado que tiene una entrada de forma cónica y una salida en forma cónica, las paredes de la entrada y salida de forma cónica tienen un ángulo respecto a la línea central de la cámara de mezclado máximo de 60°, y en donde la mezcla de alimentación se introduce desde la parte superior con una proporción de velocidad lineal promedio en la tubería de entrada a la velocidad lineal promedio mínima de los fluidos mezclados en la cámara de mezclado de al menos 2, y en donde el fluido sobrecalentado supercrítico y/o agente oxidante se introduce en la cámara de mezclado con un ángulo a, en la dirección de flujo de al menos 20°, y en donde la proporción de velocidad lineal promedio del fluido supercrítico sobrecalentado y/o agente oxidante es al menos 4, y en donde la mezcla de alimentación parcial o totalmente convertida se retira de la cámara de mezclado desde el fondo.

2 . El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque comprende mejora, en donde el producto hidrocarburo líquido de la separación se calienta a una temperatura en el intervalo de 350 a 600°C, a una presión en el intervalo de 0.5 a 30 bar, de esta manera produciendo cuando menos una fracción de hidrocarburo líquido y/o al menos una fracción de residuo sólido y/o al menos una fracción de gas y/o al menos una fracción acuosa.

25. El proceso de conformidad con la reivindicación 24, caracterizado porque al menos parte de la fracción acuosa se recicla a la etapa de recuperación y se mezcla con la fracción residual de la separación.

26. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 24-25, caracterizado porque la mejora por calentamiento se realiza en al menos 2 etapas.

27. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 24-26, caracterizado porque la temperatura en la primera etapa de calentamiento se mantiene por debajo de 200°C, de preferencia por debajo 180°C, más preferible por debajo 160°C, más preferible por debajo 140°C y aún más preferible en el intervalo de 100 a 140°C.

28. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 26-27, caracterizado porque el calor para la primera etapa de evaporación se recupera del enfriamiento y expansión de la mezcla de alimentación convertida.

29. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 26-28, caracterizado porque una fracción residual que comprende hidrocarburos líquidos y/o sólidos se retira de la primera etapa de calentamiento y alimenta a una segunda etapa de calentamiento, en donde se calienta a una temperatura de hasta 600°C, de preferencia en el intervalo de 400 a 550°C, más preferible en el intervalo de 425-500°C.

30. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 24-29, caracterizado porque la presión se mantiene en el intervalo de 2.5 a 10 bar.

31. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 29-30, caracterizado porque al menos una fracción de la fracción residual calentada comprende hidrocarburos líquidos y/o se alimenta a un fraccionador .

32. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 26-31, caracterizado porque la fracción evaporada se condensa y fracciona en dos o más etapas de condensación que tienen temperaturas de condensación predefinidas y decrecientes.

33. El proceso de conformidad con la reivindicación 32, caracterizado porque la temperatura de salida de los hidrocarburos líquidos no condensados en la primera etapa de condensación está en el intervalo 340 a 400°C, de preferencia en el intervalo 350-390°C, más preferiblemente en el intervalo de 360 a 380°C.

34. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 32-33, caracterizado porque la temperatura de salida de la segunda etapa de condensación está en el intervalo 120 a 300°C, de preferencia en el intervalo de 150 a 250°C.

35. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 32-34, caracterizado porque una fracción que no se condensa en la una o más etapas de condensación, comprende un gas combustible y en donde el gas se somete a combustión para producir calor para calentamiento en el proceso .

36. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 32-35, caracterizado porque se emplea un medio de enfriamiento en la condensación, y el calor transferido al medio de enfriamiento se emplea para al menos suministrar parcialmente el calor requerido en la conversión.

37. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque la segunda etapa de calentamiento comprende dos o más recipientes o tambores que operan en un ciclo secuencial y en donde el residuo sólido se deja que acumule dentro de los recipientes o tambores por un periodo predefinido.

38. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque comprende al menos expansión parcial de la mezcla de alimentación convertida en una etapa de separación por evaporación instantánea, en donde la mezcla de alimentación convertida se separa en una fase gas y una fase líquida, y en donde el C02 líquido se recupera de la fase gas.

39. El proceso de conformidad con la reivindicación 38, caracterizado porque la recuperación de C02 líquido incluye una expansión a una presión en el intervalo de 50 a 70 bar y una primera etapa de enfriamiento en la fase gas a una temperatura en el intervalo de 35 a 80°C, y una segunda etapa de enfriamiento de la fase gas a una temperatura en el intervalo de 12 a 30°C.

40. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 38-39, caracterizado porque la expansión y enfriamiento comprenden primero enfriar la mezcla de alimentación convertida a presión de proceso a una temperatura en el intervalo de 100-200°C por intercambio térmico con una mezcla de alimentación de ingreso y subsecuente expansión de la corriente de producto enfriada en 5 una o más etapas, al menos una de las etapas de expansión comprende una expansión en un separador por evaporación instantánea a una presión en el intervalo de 50 a 70 bar, de esta manera produciendo una fase gas y una fase líquida, y subsecuentemente enfriar la fase gas en un primer condensador io a una temperatura en el intervalo de 35 a 80°C, y enfriar la fase gas del primer condensador a una temperatura en el intervalo de 12-30°C, de esta manera produciendo un condensado que comprende C02 líquido.

41. Un pretratamiento para proporcionar un material 15 de alimentación para el proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, el pretratamiento se caracteriza porque comprende: - agregar al menos un material de alimentación con un tamaño de partículas máximo de 30 mm, y 20 - agregar un compuesto orgánico líquido en una cantidad de al menos 1% en peso.

42. El pretratamiento de conformidad con la reivindicación 41, caracterizado porque el material de alimentación agregado tiene un tamaño de partículas máximo de '25 15 mm, de preferencia 5 mm, más preferido de 1 mm, y aún más preferido de 0.5 mm.

43. El pretratamiento de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque además comprende una división o degradación de las partículas en el material de alimentación para obtener el tamaño de partículas máximo deseado.

44. El pretratamiento de conformidad con las reivindicaciones 41-43, caracterizado porque un compuesto orgánico líquido se agrega en una cantidad de al menos 5% en peso, de preferencia al menos 10% en peso, más preferido al menos 20% en peso.

45. El pretratamiento de conformidad con las reivindicaciones 41-44, caracterizado porque al menos un catalizador homogéneo se agrega en la forma de un compuesto de potasio y/o sodio para asegurar una concentración del total de potasio y/o sodio de al menos 0.5% en peso, de preferencia 1-10% en peso, más preferible en el intervalo de 2-5% en peso.

46. El pretratamiento de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque la primera etapa de pretratamiento además comprende pulpado químico .

47. El pretratamiento de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque además comprende calentar la mezcla de alimentación a una temperatura de 50-200°C, de preferencia 90-160°C, a una presión de 1-20 bar, de preferencia 4-20 bar, para evitar ebullición .

48. El pretratamiento de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque el pretratamiento tiene una duración de 5 minutos a 24 horas, de preferencia 10 minutos a 12 horas, más preferido 15 minutos a 6 horas y aún más preferido de 20 minutos a 3 horas.

49. El proceso de pretratamiento de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque el contenido de sólidos secos del material carbonáceo es al menos 20% en peso tal como 25% en peso y de preferencia el contenido de sólidos secos de material carbonáceo es al menos 30% en peso tal como al menos 40% en peso.

50. El proceso de pretratamiento de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque el contenido de sólidos secos del material carbonáceo está en el intervalo de 20 a 70% en peso y de preferencia en el intervalo de 30 a 60% en peso.

51. Un aparato para conversión continúa de material carbonáceo contenido en uno o más materiales de alimentación en un producto hidrocarburo líquido, el material carbonáceo está en una mezcla de alimentación que incluye el material carbonáceo y uno o más fluidos, los fluidos incluyen agua, el aparato comprende : - al menos una bomba de alimentación para alimentar la mezcla de alimentación en la zona de procesamiento; - un dispositivo de presurización adaptado para someter a presión la mezcla de alimentación a una presión de 250-400 bar; - un dispositivo de calentamiento adaptado para calentar la mezcla de alimentación a presión a una temperatura de 370-450°C; un dispositivo de conversión orientado verticalmente adaptado para introducir la mezcla de ¦ alimentación a presión y calentada desde la parte superior y sostenerla por un tiempo de conversión de 10 a 40 minutos y para retirar la mezcla de alimentación convertida que se retira del fondo; - un dispositivo de enfriamiento adaptado para enfriar la mezcla de alimentación tratada a una temperatura de 25-200°C; - un dispositivo de expansión adaptado para reducir la presión de la mezcla de alimentación tratada a una presión de 1-70 bar, y un dispositivo de separación adaptado para separar un producto de hidrocarburo liquido de la mezcla de alimentación tratada y sucesivamente enfriada y sometida a expansión .

52. El aparato de conformidad con la reivindicación 51, caracterizado porque un aparato de pretratamiento se proporciona antes de la bomba de alimentación.

53. El aparato de conformidad con la reivindicación 52, caracterizado porque el aparato de pretratamiento comprende un dispositivo adaptado para dividir partículas al material de alimentación y mezclar el material de alimentación y el agua y el compuesto orgánico líquido a una mezcla de alimentación con las propiedades de la mezcla de alimentación especificada para el proceso.

5 . El aparato de conformidad con la reivindicación 51, caracterizado porque se proporcionan medios para recircular una fracción que comprende compuestos orgánicos líquidos y agregar la fracción a la mezcla de alimentación antes del dispositivo de presurización.

55. El aparato de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque el dispositivo de conversión comprende un reactor orientado verticalmente que tiene una entrada de forma cónica para introducir la mezcla de alimentación en la parte superior y una salida en forma cónica en el fondo, y en donde el ángulo de las paredes de la entrada cónica a la línea central del reactor es inferior a 60° , y en donde el ángulo de las paredes en la salida cónica a la línea central del reactor es inferior a 30° .

56. El aparato de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque una cámara de mezclado en forma de ciclón colocada verticalmente , se proporciona para la introducción del uno o más fluidos supercríticos y/o agente oxidante se realiza en y, en donde una entrada tangencial a la cámara de mezclado se proporciona para introducir el fluido supercritico sobrecalentado y/o agente oxidante en la cámara y una salida de fondo se proporciona para retirar la mezcla de alimentación totalmente convertida desde la cámara de mezclado en forma de ciclón.

57. El aparato de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque una cámara de mezclado que tiene un entrada de forma cónica y una salida de forma cónica, se proporciona para la introducción del uno o más fluidos supercríticos y/o agente oxidante, las paredes de la entrada y salida de forma cónica tienen ángulo respecto a la línea central de la cámara de mezclado máximo de 60°, y en donde una entrada se proporciona con un ángulo a, en la dirección del flujo de al menos 20° para la introducción del fluido supercritico sobrecalentado y/o agente oxidante en la cámara de mezclado y en donde una salida se proporciona en el fondo para retirar la mezcla de alimentación parcial o completamente convertida de la cámara de mezclado.

58. El aparato de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque medios se proporcionan para calentar el producto hidrocarburo líquido desde la separación a una temperatüra en el intervalo de 350 a 600°C, y una presión el intervalo de 0.5 a 30 bar, de esta manera produciendo cuando menos una fracción de hidrocarburos líquidos y/o al menos una fracción de residuos sólidos y/o al menos una fracción de gas y/o al menos una fracción acuosa.

59. El reactor de conversión, para utilizar en un aparato de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque el reactor de conversión se adapta para estar orientado verticalmente y además tiene un entrada de forma cónica para introducir la mezcla de alimentación en la parte superior y una salida de forma cónica en el fondo, y en donde el ángulo de las paredes de la entrada cónica a la línea central del reactor está por debajo de 60°, y en donde el ángulo de las paredes de la salida cónica a la línea central del reactor es inferior a 30°.

60. Un dispositivo de mezclado para utilizar en un aparato de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque una cámara de mezclado en forma de ciclón adaptada para colocarse verticalmente, se proporciona para la introducción del uno o más fluidos supercríticos y/o agente oxidante se realiza en, y en donde una entrada tangencial a la cámara de mezclado se proporciona para introducir el fluido supercrítico sobrecalentado y/o agente oxidante en la cámara de mezclado y una salida de fondo se proporciona para retirar la mezcla de alimentación totalmente convertida desde la cámara de mezclado en forma de ciclón .

61. El dispositivo de mezclado para un aparato de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque se proporciona una cámara de mezclado que tiene un entrada de forma cónica para la introducción de uno o más fluidos supercríticos y/o agente oxidante, y una salida de forma cónica, las paredes de la entrada y salida de forma cónica tienen ángulo a la línea central de la cámara de mezclado máximo de 60°, y en donde se proporciona una entrada con un ángulo a, en la dirección del flujo de al menos 20° para la introducción de fluido supercrítico sobrecalentado y/o agente oxidante en la cámara de mezclado, y en donde se proporciona una salida en el fondo para retirar la mezcla de alimentación parcial o totalmente convertida desde la cámara de mezclado.

62. Una mezcla de alimentación para utilizar en un proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, la mezcla de alimentación comprende un material de alimentación con un tamaño de partículas máximo de 30 mm, agua y al menos un compuesto orgánico liquido, en donde la concentración del compuesto orgánico líquido como mínimo contenido en la mezcla de alimentación es al menos 1% en peso, de preferencia al menos 5% en peso, más preferido al menos 10% en peso y aún más preferido al menos 20% en peso.

63. La mezcla de alimentación de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizada porque la mezcla de alimentación proporcionada contiene cuando menos un catalizador homogéneo en la forma de un compuesto de potasio y/o sodio para asegurar una concentración total de potasio y sodio de al menos 0.5% en peso, de preferencia 1-10% en peso, más preferible en el intervalo de 2-5% en peso.

64. La mezcla de alimentación de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizada porque la proporción en peso de uno o más compuestos orgánicos líquidos al peso seco de material carbonáceo en la mezcla de alimentación está en el intervalo de 0.1 a 2.0.

65. La mezcla de alimentación de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizada porque la mezcla de alimentación comprende un contenido de sólidos secos del material carbonáceo está en el intervalo de 20-70% en peso, de preferencia 30-60% en peso.

66. La mezcla de alimentación de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizada porque la mezcla de alimentación comprende partículas con un diámetro máximo de 15 mm, ventajosamente con un diámetro máximo de 5 mm, de preferencia de 1 mm, más preferido de 0.5.

67. La mezcla de alimentación de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizada porque la mezcla de alimentación comprende material carbonáceo de al menos dos materiales de alimentación diferentes .