BRPI0508591B1

BRPI0508591B1 - processos para produção de olefinas leves e aromáticos

Info

Publication number: BRPI0508591B1
Application number: BRPI0508591-8A
Authority: BR
Inventors: Jun Long; Zhijian Da; Dadong Li; Xieqing Wang; Xingtian Shu; Jiushun Zhang; Hong Nie; Chaogang Xie; Zhigang Zhang; Wei Wang
Original assignee: China Petroleum & Chemical Corporation; Research Institute Of Petroleum Processing, Sinopec
Priority date: 2004-03-08
Filing date: 2005-03-08
Publication date: 2021-03-16
Also published as: EP1734098A1; ES2913654T3; US20090288985A1; EP3225678A3; KR101147469B1; US8778170B2; BRPI0508591A; EP3225678A2; EP1734098A4; WO2005085391A8; EP3225678B1; JP4808209B2; SA05260089A; SA05260089B1; US9771529B2; KR20070023652A; JP2007527937A; WO2005085391A1; US20140275673A1

Abstract

PROCESSO PARA PRODUZIR OLEFINAS LEVES E AROMÁTICAS. A presente invenção refere-se a um processo para a produçãode o9lefinas leves e de aromáticos, que compreende reagir um material de alimentação através do contato com um catalisador de craqueamento catalítico em pelo menos duas zonas de reação, em que a temperatura de reação de pelo menos uma zona de reação entre as zonas de reação à jusante da primeira zona de reação é mais alta do que aquela da primeira zona de reação e a sua velocidade horária de espaço em peso é mais baixa do que aquela da primeira zona de reação, separando o catalisador gasto a partir do vapor do produto da reação, regenerando o catalisador gasto separado e retornando o catalisador regenerado para o reator, e separando o vapor do produto da reação para obter os produtos desejados, olefinas leves e aromáticos. Este processo produz um máximo de olefinas leves, tais como propileno, etileno, etc. a partir de materiais de alimentação pesados, em que o rendimento de propileno excede a 20% em peso, e produz aromáticos tais como tolueno, xileno, etc., ao mesmo tempo.

Description

Campo da Invenção

[0001] A presente invenção se refere a um processo para a conversão catalítica de óleos de hidrocarboneto na ausência de hidrogênio, mais especificamente, ele diz respeito a um processo para a conversão de matérias-primas pesadas em olefinas leves, ricas em propileno e etileno e aromáticos ricos em tolueno e xileno.

Antecedentes da Invenção

[0002] As olefinas leves tais como o etileno, propileno, etc. são matérias-primas químicas importantes, nas quais o propileno é um monômero sintético dos produtos tais como o polipropileno, acrilonitrila, etc. Em conjunto com o rápido aumento da demanda com relação a derivados tais como o polipropileno, etc. a demanda com relação ao propileno também está aumentando rapidamente ano a ano, por exemplo, a demanda do mercado mundial com relação ao propileno já aumentou a partir dos 15,2 milhões de toneladas de 20 anos atrás para 51,2 milhões de toneladas de 2000 com uma taxa de aumento médio anual de 6,3%. É previsto que a demanda com relação ao propileno irá atingir a 86 milhões de toneladas em 2010, com uma taxa de aumento médio anual de 5,6%.

[0003] O processo para a produção de propileno é principalmente o craqueamento com vapor e o craqueamento catalítico (FCC), em que o craqueamento com vapor usa óleos leves tais como a nafta, etc., como as matérias-primas de alimentação para a produção de etileno e de propileno através de craqueamento térmico com uma produção de propileno de somente cerca de 15% em peso, enquanto que a FCC usa óleos pesados tais como o óleo para fabricar gás a vácuo (VGO) como a matéria-prima. Presentemente, 66% do propileno no mundo são originários dos produtos secundários do craqueamento a vapor para a produção de etileno, 32% se origina a partir de produtos secundários de FCC de refinarias para a produção de nafta e diesel, e uma pequena quantidade (cerca de 2%) é obtida a partir da desidrogenação do propano e a metástase de entre etileno e buteno.

[0004] Se a indústria petroquímica produz etileno e propileno através da via do craqueamento por vapor convencional, vários fatores restritivos seriam encarados tais como uma falta de matéria-prima leve, deficiência da capacidade de processamento, e alto custo do produto.

[0005] A FCC está chamando uma crescente atenção devido as suas vantagens de ampla capacidade de adaptação, operação flexível, etc. Nos Estados Unidos da América, quase 50% da procura do mercado com relação ao propileno vêm a partir das unidades de FCC. O desenvolvimento de técnicas aperfeiçoadas de craqueamento catalítico para o aumento da produção de propileno é muito rápido.

[0006] A US 4,980,053 descreve um processo de conversão para a produção de olefinas leves a partir de hidrocarbonetos, no qual as matérias-primas são as frações de petróleo, resíduos ou óleo bruto com faixas de ebulição diferentes e a reação de conversão é executada em um reator de leito fluidificado ou de leiro móvel sob condições de uma temperatura entre 500°C e 650°C, uma pressão entre 1,5 x 105 e 3x105 Pa, um WHSV entre 0,2 h-1 e 2,0 h-1 e uma proporção de catalisador para o óleo entre 2 e 12, com a utilização de um catalisador de ácido sólido. O catalisador retorna ao reator para uso cíclico depois de ser regenerado pela queima do coque. Através desse processo, a produção total de propileno e de etileno pode chegar a cerca de 40%, em que o rendimento de propileno é de até 26,34%.

[0007] O WO 00/31215A1 descreve um processo de craqueamento catalítico para a produção de olefinas, que usa um catalisador com zeólitos ZSM-5 e/ou ZSM-11 como componentes ativos e uma grande quantidade de substância inerte como substratos, e usa o VGO como a matéria-prima. O rendimento do propileno não excede a 20% em peso.

[0008] A US 6,123,830 descreve um processo de combinação que consiste em um craqueamento catalítico em duas etapas e um tratamento hídrico em duas etapas, o objetivo do qual é o de produzir tantas olefinas quanto possível e melhorar a qualidade dos destilados de óleo e o número de octanos da nafta. A matéria-prima é convertida no primeiro produto com tratamento hídrico na primeira unidade de tratamento hídrico, e o primeiro produto com tratamento hídrico entra na primeira unidade de craqueamento catalítico, na qual a nafta, o diesel e os óleos pesado são obtidos através da utilização de um zeólito de tamanho de poro intermediário como o principal componente ativo. O óleo pesado ingressa na segunda unidade de tratamento hídrico para hidrogenação para ser obtido o segundo produto com tratamento hídrico, e o segundo produto com tratamento hídrico entra na segunda unidade de craqueamento catalítico para o craqueamento, na qual o componente ativo do catalisador é principalmente um zeólito de tamanho de poro intermediário. A produção de propileno nesse processo é bastante baixa.

[0009] Os aromáticos também são matérias-primas químicas importantes, especificamente os aromáticos leves tais como os BTX (benzeno, tolueno e xileno), que são usados para a produção de materiais sintéticos tais como fibras químicas, plásticos, etc. Presentemente, o processo principal para a produção de aromáticos é a reformação catalítica, na qual a matéria-prima deve ser alimentada a um pré-tratamento rigoroso devido a que os componentes ativos do catalisador de reformação são metais nobres. Além disso,o fluxo do processo de movimento e de regeneração do catalisador de reformação é complicado.

[00010] As técnicas anteriores acima produzem propileno somente como um produto secundário com baixos rendimentos de produção que não excedem a 30% ao mesmo tempo em que a nafta e o diesel são produzidos. Alguns deles somente produzem aromáticos, porém não podem produzir olefinas leves e aromáticos de forma simultânea. Com o propósito de satisfazer a procura crescente com relação às matérias-primas químicas, propileno, etileno, aromáticos, etc. há uma necessidade de desenvolver um tipo de processo de refino de óleo do tipo de indústria química para a produção simultânea de grandes quantidades de propileno, etileno e aromáticos a partir de materiais de partida pesados.

Breve Descrição da invenção

[00011] O objetivo da presente invenção é o de prover diversos processos para a produção simultânea de propileno, etileno e aromáticos a partir de materiais de partida pesados com base na técnica anterior, o rendimento de propileno nesses processos sendo mais alto do que 20%.

Esquema Técnico 1

[00012] O processo para a produção de olefinas leves e aromáticos provido pela presente invenção compreende:

[00013] Uma matéria-prima que entra em contato com um catalisador de craqueamento catalítico e que reage sob as condições de uma temperatura de reação entre 400°C e 800°C e uma WHSV entre 0,1 h-1 e 750 h-1. A reação é executada em pelo menos duas zonas de reação, e a temperatura de reação de pelo menos uma zona de reação entre as zonas de reação no lado da jusante da primeira zona de reação é mais elevada do que aquela da primeira zona de reação e a sua WHSV é mais baixa do que aquela da primeira zona de reação. O catalisador gasto é separado a partir do vapor do produto da reação e o catalisador retorna ao reator depois de ser regenerado. O vapor do produto da reação é separado para serem obtidos os produtos desejados, olefinas leves e aromáticos.

Esquema Técnico 2

[00014] Um outro processo para a produção de olefinas leves e de aromáticos provido pela presente invenção compreende: (1) Uma matéria-prima e um material de ciclo opcional que entram na unidade de tratamento hídrico, que entram em contato com um catalisador de tratamento hídrico e hidrogênio, e que reagem sob as condições de uma pressão parcial de hidrogênio entre 3,0 MPa e 20,0 MPa, uma temperatura de reação entre 300°C e 450°C, uma proporção de hidrogênio/óleo entre 300 e 2000 em volume e uma LHSV entre 0,1 h-1 e 3,0 h-1, e em seguida o efluente de reação é separado para obter o produto com tratamento hídrico, com o hidrogênio sendo reciclado para reutilização; (2) O produto com tratamento hídrico que entra em contato com um catalisador de craqueamento catalítico e que reage sob as condições de uma temperatura de reação entre 400°C e 800°C e uma WHSV entre 0,1 h-1 e 750 h-1. A reação é executada em pelo menos duas zonas de reação, e a temperatura de reação de pelo menos uma zona de reação entre as zonas de reação no lado a jusante da primeira zona de reação é mais elevada do que aquela da primeira zona de reação e a sua WHSV é mais baixa do que aquela da primeira zona de reação. O catalisador gasto é separado a partir do vapor do produto da reação e o catalisador retorna ao reator depois de ser regenerado. O vapor do produto da reação é separado para ser obtido o produto desejado, olefinas leves e aromáticos. Esquema Técnico 3

[00015] O terceiro processo para a produção de olefinas leves e de aromáticos provido pela presente invenção compreende: (1) Um material de partida que entre em contato com hidrogênio e um catalisador de tratamento hídrico e que reage sob as condições de uma pressão parcial de hidrogênio entre 3,0 MPa e 20,0 MPa, uma temperatura de reação entre 300°C e 450°C, uma proporção de hidrogênio/óleo entre 300 e 2000 em volume e uma LHSV entre 0,1 h-1 e 3,0 h-1, e em seguida o efluente de reação é separado para obter H2, CH4, C20-C40 com tratamento hídrico, nafta com tratamento hídrico, e o produto com tratamento hídrico, com o hidrogênio sendo reciclado para reutilização. (2) O produto com o tratamento hídrico da etapa (1) que entra em contato com um catalisador de craqueamento catalítico e que reage sob as condições de uma temperatura de reação entre 400°C e 800°C e uma WHSV entre 0,1 h-1 e 750 h-1. A reação é executada em pelo menos duas zonas de reação, e a temperatura de reação de pelo menos uma zona de reação entre as zonas de reação no lado a jusante da primeira zona de reação é mais elevada do que aquela da primeira zona de reação e a sua WHSV é mais baixa do que aquela da primeira zona de reação. O catalisador gasto é separadoa partir do vapor do produto da reação e retorna para toda ou para parte da zona de reação da etapa (2) depois de ser extraído e regenerado. O vapor do produto da reação é separado para serem obtidos H2, CH4, C2=-C3= de craqueamento catalítico, C20-C30 de craqueamento catalítico, C4-C5 de craqueamento catalítico, nafta de craqueamento catalítico, LCO, óleo de ciclo pesado(HCO), em que o C2=-C3= é uma parte dos produtos desejados e o C4-C5 de craqueamento catalítico é reciclado de volta para o reator de craqueamento catalítico. (3) O C20-C40 com tratamento hídrico e a nafta com tratamento hídrico, da etapa (1) e o C20-C30 de craqueamento catalítico da etapa (2) que entram em contato com vapor sob uma temperatura entre 700°C e 1000°C, e o vapor do produto da reação é separado para serem obtidos H2, CH4, C2=-C3= de craqueamento por vapor, C20C30 de craqueamento por vapor, C4-C5 de craqueamento por vapor, nafta de craqueamento por vapor, e óleo combustível, em que o C2=- C3= de craqueamento por vapor é uma parte dos produtos desejados e o C4-C5 de craqueamento por vapor é reciclado de volta para o reator de craqueamento catalítico. (4) A nafta do craqueamento catalítico da etapa (2) e a nafta do craqueamento com vapor da etapa (3) que são alimentadas primeiro para hidrogenação seletiva, e em seguida alimentadas para a extração do solvente para serem obtidos os aromáticos e o refinado da extração, em que os aromáticos são uma parte dos produtos desejados e o refinado da extração retorna para a etapa (3) como uma das matérias-primas para o craqueamento com vapor.

[00016] O aparelho provido pela presente invenção compreende: (1) Uma unidade de tratamento hídrico, na qual H2, CH4, C20-C40 com tratamento hídrico, nafta com tratamento hídrico, e o produto com o tratamento hídrico são obtidos depois de que uma matéria-prima que entra em contato com hidrogênio e um catalisador para tratamento hídrico; (2) Uma unidade de craqueamento catalítico, na qual o produto com tratamento hídrico entra em contato com um catalisador de craqueamento catalítico. A reação é executada em pelo menos duas zonas de reação, e a temperatura de reação de pelo menos uma zona de reação entre as zonas de reação no lado a jusante da primeira zona de reação é mais elevada do que aquela da primeira zona de reação e a sua WHSV é mais baixa do que aquela da primeira zona de reação. O catalisador gasto é separado a partir do vapor do produto da reação, em que o catalisador retorna para toda ou para parte das zonas de reação da etapa (2) depois de ser extraído e regenerado e o vapor do produto da reação é separado para serem obtidos H2, CH4, C2=-C3= de craqueamento catalítico, C20C30 de craqueamento catalítico, C4-C5 de craqueamento catalítico, nafta de craqueamento catalítico, LCO e HCO. O C2=-C3= é uma parte dos produtos desejados e o C4-C5 de craqueamento catalítico é reciclado de volta para o reator de craqueamento catalítico; (3) Uma unidade de craqueamento com vapor, na qual o C20-C40 com tratamento hídrico, a nafta com tratamento hídrico, e o C20-C30 com craqueamento catalítico que entram em contato com vapor sob uma temperatura entre 700°C e 1000°C, e o vapor do produto da reação é separado para serem obtidos H2, CH4, C2=-C3= de craqueamento por vapor, C20-C30 de craqueamento por vapor, C4-C5 de craqueamento por vapor, nafta de craqueamento por vapor, e óleo combustível, em que o C2=-C3= de craqueamento por vapor é uma parte dos produtos desejados; (4) Uma unidade de hidrogenação seletiva, na qual a nafta do craqueamento catalítico e a nafta do craqueamento com vapor são primeiro alimentadas à hidrogenação seletiva para obter a nafta com tratamento hídrico seletivo; (5) Uma unidade de extração de solvente, na qual a nafta com tratamento hídrico seletivo é alimentada para a extração do solvente para serem obtidos os aromáticos e o refinado de extração. Os aromáticos são uma parte dos produtos desejados, e o refinado da extração retorna à unidade de craqueamento com vapor como uma das matérias-primas para o craqueamento com vapor.

Descrição dos desenhos

[00017] A Figura 1 é o diagrama esquemático do processo de craqueamento catalítico do esquema técnico 1.

[00018] A Figura 2 é o diagrama esquemático do processo de craqueamento catalítico de preferência do esquema técnico 1.

[00019] A Figura 3 é o fluxograma esquemático do princípio do processo do esquema técnico 2.

[00020] A Figura 4 é o fluxograma esquemático do princípio do processo e do aparelho do esquema técnico 3.

Descrição detalhada da invenção

[00021] O processo da presente invenção é efetuado especificamente das seguintes maneiras: Modalidade 1

[00022] O processo para a produção de olefinas leves e de aromáticos provido pela presente invenção compreende:

[00023] Uma matéria-prima que entra em contato com um catalisador de craqueamento catalítico e reage sob as condições de uma temperatura de reação entre 400°C e 800°C e uma WHSV entre 0,1 h-1 e 750 h-1. A reação é executada em pelo menos duas zonas de reação, e a temperatura de reação de pelo menos uma zona de reação entre as zonas de reação no lado a jusante da primeira zona de reação é mais elevada do que aquela da primeira zona de reação e a sua WHSV é mais baixa do que aquela da primeira zona de reação. O catalisador gasto é separado a partir do vapor do produto da reação e o catalisador retorna ao reator depois de ser regenerado. O vapor do produto da reação é separado para serem obtidos os produtos desejados, olefinas leves e aromáticos.

[00024] O presente processo será descrito em detalhe como se segue. (1) Matéria-prima

[00025] As referidas matérias-primas em cada uma das zonas de reação são hidrocarbonetos de petróleo e/ou outros óleos minerais, em que o hidrocarboneto de petróleo é selecionado a partir do grupo que consiste em óleo de gás a vácuo (VGO), óleo de gás atmosférico (AGO), óleo de gás coqueificado (CGO), óleo desasfaltado (DAO) resíduos de vácuo (VR), resíduos atmosféricos (AR), óleo de ciclo, pasta fluida, diesel, nafta, hidrocarbonetos com de 4 a 8 átomos de carbono, alcanos com de 2 a 3 átomos de carbono ou misturas dos mesmos e outros óleos minerais são produtos líquidos a partir de liquefação de carvão, óleo de areia alcatroada, ou óleo de xisto.

[00026] A matéria-prima de preferência para a primeira zona de reação é uma selecionada a partir do grupo que consiste em óleo de gás de vácuo, óleo de gás atmosférico, óleo de gás coqueificado, óleo desasfaltado, resíduos de vácuo, resíduos atmosféricos, óleo de ciclo, pasta fluida, diesel, nafta ou misturas dos mesmos.

[00027] A matéria-prima de preferência para as zonas de reação a jusante da primeira zona de reação é um selecionada a partir do grupo que consiste em óleo de ciclo, pasta fluida, diesel, nafta, hidrocarbonetos com de 4 a 8 átomos de carbono, alcanos com de 2 a 3 átomos de carbono ou misturas dos mesmos.

[00028] Em que os VGO, AGO, CGO, DAO, VR, AR, diesel, e nafta não são submetidos a tratamento hídrico ou são submetidos a tratamento hídrico, à fração total ou à fração parcial.

[00029] A referida nafta é uma nafta selecionada a partir de nafta de craqueamento catalítico, nafta de craqueamento catalítico, nafta de operação direta, nafta coqueificada, nafta de craqueamento a vapor, nafta de craqueamento térmico e nafta com tratamento hídrico ou misturas das mesmas, em que a nafta de craqueamento catalítico pode ser tanto a partir do processo de craqueamento catalítico da presente invenção, como do craqueamento catalítico convencional, nafta de produção direta, nafta cozida, nafta de craqueamento a vapor, nafta de craqueamento térmico e nafta com tratamento hídrico são de fora do presente processo.

[00030] O referido diesel é um diesel selecionado a partir do craqueamento catalítico, LCO, diesel de produção direta, diesel coqueificado, diesel de craqueamento térmico, e diesel com tratamento hídrico obtidos através do presente processo, ou as misturas dos mesmos, em que o LCO de craqueamento catalítico pode ser tanto a partir do processo de craqueamento catalítico da presente invenção, ou a partir de craqueamento catalítico convencional, diesel de produção direta, diesel coqueificado, diesel de craqueamento térmico, e diesel com tratamento hídrico são a partir de fora do presente processo.

[00031] Os hidrocarbonetos com de 4 a 9 átomos de carbono e os alcanos com de 2 a 3 átomos de carbono podem ser a partir tanto do processo de craqueamento catalítico da presente invenção, ou a partir de processos de craqueamento catalítico convencional, cozimento, craqueamento térmico, craqueamento térmico, hidrogenação, etc.

[00032] A matéria-prima de cada zona de reação pode ser idêntica ou diferente. A matéria-prima da primeira zona de reação é de preferência os hidrocarbonetos mais pesados tais como VGO, AGO, CGO, DAO, VR, AR, óleo de ciclo autoproduzido, pasta fluida autoproduzida, óleo de ciclo de fora, pasta fluida de fora, diesel e nafta. A zona de reação com a temperatura de reação mais elevada prefere hidrocarbonetos mais leves tais como os hidrocarbonetos com de 4 a 8 átomos de carbono, alcanos com de 2 a 3 átomos de carbono, nafta e diesel. (2) Catalisador de craqueamento catalítico.

[00033] O catalisador de craqueamento catalítico compreende zeólito, óxido inorgânico e argila opcional, o que conta com relação ao percentual que se segue respectivamente: zeólito 10% a 50% em peso, óxido inorgânico 5% a 90% em peso, e argila 0% até 70% em peso.

[00034] Quando o zeólito é um componente ativo, que é selecionado a partir de zeólito de tamanho de poro intermediário e opcionalmente zeólito de tamanho de poro grande. O zeólito de tamanho de poro intermediário é responsável por de 25% até 100%, de preferência de 50% até 100% do peso total do zeólito e o zeólito de tamanho de poro grande estima de 0% até 75%, de preferência de 0% até 50% do peso total do zeólito. O zeólito de tamanho de poro intermediário é selecionado a partir da série de zeólitos ZSM e/ou zeólitos ZRP, ou zeólitos ZSM e ZRP modificados com elementos não d metal, tais como fósforo e/ou elementos de metal de transição tais como ferro, cobalto e níquel. Ver US 5,232,675 para uma descrição mais detalhada dos zeólitos ZRP. A série do zeólito ZSM é uma série selecionada a partir do grupo que consiste em ZSM-5, ZSM-11, ZSM- 12, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-38, e ZSM-48, e outros zeólitos com estrutura similar, ou misturas dos mesmos. Por favor, se referir à US 3,702,886 para uma descrição mais detalhada dos zeólitos ZSM-5. O zeólito de poro grande é um zeólito selecionado a partir do grupo que consiste em Y de terra rara (REY), HY de terra rara (REHY), Y ultra- estável, e Y de sílica elevada, obtido através de processos diferentes ou as misturas dos mesmos.

[00035] O óxido inorgânico como um ligante é selecionado a partir de sílica (SiO2) e/ou alumina (Al2O3).

[00036] A argila, como uma matriz (isto é, sustentador) é selecionada a partir de caulim e/ou halosita.

[00037] O catalisador de craqueamento catalítico em cada reator pode ser idêntico ou diferente. (3) Reator de craqueamento catalítico.

[00038] O reator de craqueamento compreende pelo menos dois, de preferência de 2 a 7, de mais preferência de 2 a 3 zonas de reação e cada zona de reação é uma zona selecionada a partir de elevador, leito fluidificado, linha de transferência ascendente, linha de transferência descendente e leito em movimentação ou alguma parte dos mesmos. As maneiras de conexão entre as diversas zonas de reação são em série, paralela ou em série-paralela. O elevador pode ser o convencional de diâmetro único ou diversos tipos de elevadores afunilados. A estrutura e a dimensão de cada zona de reação podem ser idênticas ou diferentes, em que a velocidade do gás no leito fluidificado é de entre 0,1 m/segundo e 2,4 m/segundo (catalisador não é considerado).

[00039] A referida primeira zona de reação é uma zona na qual uma matéria-prima com uma faixa de ebulição entre 25°C e 1200°C entra em contato com o catalisador. A matéria-prima para a primeira zona de reação também pode ser uma matéria-prima de craqueamento catalítico convencional na qual uma pequena quantidade de hidrocarbonetos leves com pontos de ebulição mais baixos do que aqueles da matéria-prima de craqueamento catalítico convencional tal como C2-C6 podem ser incorporados. Podem existir outras zonas de reação do lado a montante dessa zona de reação. A matéria-prima de craqueamento catalítico convencional é uma selecionada a partir do grupo que consiste em óleo de gás de vácuo, óleo de gás atmosférico, óleo de gás coqueificado, óleo desasfaltado, resíduos de vácuo, resíduos atmosféricos, óleo de ciclo, pasta fluida, diesel, nafta ou misturas dos mesmos.

[00040] A primeira zona de reação é de preferência o elevador, linha de transferência ascendente, linha de transferência descendente, ou leito fluidificado, e de mais preferência o elevador ou o leito fluidificado; a outra zona de reação é de preferência, leito fluidificado, elevador e leito em movimento, de preferência leito fluidificado ou elevador. (4) Condições de operação

[00041] As condições de operação são como se segue: temperatura de reação de 400°C a 800°C. de preferência 500°C a 700°C, WHSV entre 0,1 h-1 e 750 h-1. de preferência 1 h-1 e 500 h-1, pressão da reação de 0,10 MPa a 1,0 MPa (pressão absoluta), proporção de catalisador de craqueamento catalítico para a matéria- prima 1-150 em peso. De acordo com o conhecimento comum do versado na técnica, a temperatura de reação do reator de tubo tal como o reator de elevação significa a temperatura da saída, e a temperatura de reação de um reator de leito tal como um reator de leito fluidificado significa a temperatura média do leito.

[00042] Com o propósito de realizar a operação fluidificada, um meio de levantamento pode ser injetado a partir do fundo da zona de reação e o meio de levantamento é selecionado a partir de vapor de água ou gás seco, com o vapor de água sendo o de preferência. A proporção de vapor de água para a matéria-prima é de 0,0,5 a 1,0 em peso.

[00043] A temperatura de reação de pelo menos um, de preferência de 1 a 6 e de mais preferência de 1 a 2 zonas de reação fora das zonas de reação a jusante da primeira zona de reação é mais alta do que aquela da primeira zona de reação. A diferença entre a temperatura de reação da zona de reação com uma temperatura de reação mais elevada e aquela da primeira zona de reação é de 10°C a 200°C, de preferência de 20°C até 100°C.

[00044] Com a finalidade de que a temperatura de reação de pelo menos uma zona de reação fora das zonas de reação a jusante da primeira zona de reação seja mais elevada do que aquela da primeira zona de reação, o calor é suplementado à zona de reação acima por meio de uma à ou mais dos modos selecionados a forma suprindo o catalisador regenerado quente, catalisador de coque quente depositado, catalisador quente fresco e matéria-prima quente para a zona de reação, ou equipando serpentinas de tubos de aquecimento na zona de reação. O total do calor suplementado é responsável por de 10% a 80%, de preferência de 20% a 60% do calor da reação do sistema total de reação.

[00045] A WHSV de pelo menos um, de preferência de 1 a 6, e de mais preferência de 1 a 2 zonas de reação fora das zonas de reação a jusante da primeira zona de reação é mais baixa do que aquela da primeira zona de reação, e a proporção da WHSV desta zona de reação com relação àquela da primeira zona de reação é de 1:1,11:750, de preferência 1:1,1-1:300.

[00046] O catalisador gasto é separado a partir do vapor do produto da reação através de extração de gás convencional, separação por ciclone e o retorno do catalisador para o reator depois de ter sido regenerado pela queima do coque, antes do que o catalisador é opcionalmente alimentado para ser extraído. (5) Separação do produto.

[00047] As referidas olefinas leves são etileno, propileno e buteno opcional, isto é, olefinas leves são etileno e propileno ou etileno, propileno e buteno.

[00048] O processo para a separação do etileno a partir do vapor do produto da reação é o mesmo como aquele para a separação do etileno, que é bem conhecido das pessoas versadas na técnica, e o processo para a separação do propileno e do buteno opcional a partir do vapor do produto da reação e o mesmo como aquele para a separação do propileno e do buteno opcional, que é bastante conhecido das pessoas versadas na técnica. O processo para a separação dos aromáticos a partir da fração do craqueamento da nafta do vapor do produto da reação, é o mesmo como aqueles para a separação de aromáticos, que é bastante conhecido das pessoas versadas na técnica, isto é, extração. Antes da separação dos aromáticos a partir da nafta do craqueamento catalítico obtida pelo presente processo, o C5-C8 nesta nafta pode ser separado primeiro como uma corrente de reciclagem.

[00049] O esquema técnico, de preferência, desta modalidade compreende as seguintes etapas. (1) a matéria-prima e o vapor entram na primeira zona de reação, isto é, no elevador, entram em contato com um catalisador de craqueamento catalítico fresco e/ou regenerado e reagem sob as condições de uma temperatura de reação entre 500°C e 700°C, uma WHSV entre 0,1 h-1 e 750 h-1, uma pressão de reação entre 0,1 MPa e 1,0 MPa (pressão absoluta), uma proporção de catalisador de craqueamento catalítico para a matéria-prima entre 1 e 150 em peso, e uma proporção de vapor de água para a matéria-prima entre 0,05 e 1,0 em peso. (2) o efluente da reação, a partir da primeira zona de reação entra na segunda zona de reação, isto é, o leito fluidificado entra em contato com o catalisador de craqueamento catalítico regenerado, vapor de água, etano, propano, C4-C8 e reage sob condições de uma temperatura de reação entre 500°C e 700°C, uma WHSV entre 0,1 h-1 e 750 h-1, uma pressão de reação entre 0,1 MPa e 1,0 MPa (pressão absoluta), uma proporção de catalisador de craqueamento catalítico para a matéria-prima entre 1 e 150 em peso, e uma proporção de vapor de água para a matéria-prima entre 0,05 e 1,0 em peso. A diferença entre a temperatura de reação da segunda zona de reação e aquela da primeira zona de reação é de 10°C a 200°C, de preferência de 20°C até 100°C, e a proporção da WHSV da segunda zona de reação para aquela da primeira zona de reação é de 1:1,1-1:750, de preferência 1:1,1-1:300; (3) o catalisador gasto na segunda zona de reação é separado a partir do vapor do produto da reação, em que o catalisador gasto entra no regenerador depois da extração e retorna para a primeira zona de reação e para a segunda zona de reação depois de ser regenerado através da queima do coque, e o vapor do produto da reação é separado para serem obtidos os produtos desejados, olefinas leves e aromáticos.

[00050] O esquema técnico de preferência pode ainda compreender uma etapa (4): os gases e líquidos remanescentes na reação de gás-óleo exceto os produtos desejados, H2 e CH2 são usados como correntes de reciclagem, que compreendem etano, propano e C4-C6. O refinado da extração obtido depois da extração do solvente de nafta, retorna para a segunda zona de reação, e o diesel, óleo de ciclo e a pasta fluida retornam para a primeira zona de reação. Modalidade 2

[00051] Um outro processo para a produção de olefinas leves e de aromáticos, provido pela presente invenção compreende: (1) uma matéria-prima e uma corrente de reciclagem opcional entram primeiro na unidade de tratamento hídrico, entram em contato com um catalisador de tratamento hídrico e hidrogênio, e reagem sob condições de uma pressão parcial de hidrogênio entre 3,0 MPa e 20,0 MPa, uma temperatura de reação entre 300°C e 450°C, uma proporção de hidrogênio/óleo entre 300 e 2000 em volume, e uma LHSV entre 0,1 h-1 e 3,0 h-1. O efluente da reação é separado para ser obtido o produto com tratamento hídrico e o hidrogênio é reciclado para ser utilizado; (2) o produto do tratamento hídrico da etapa (1) entra em contato com um catalisador de craqueamento catalítico e reage sob as condições de uma temperatura de reação entre 400°C e 800°C e uma WHSV entre 0,1 h-1 e 750 h-1,em pelo menos duas zonas de reação, em que a temperatura de reação de pelo menos uma zona de reação fora das zonas de reação a jusante da primeira zona de reação é mais alta do que aquela da primeira zona de reação, e a WHSV de pelo menos uma zona de reação fora das zonas de reação a jusante da primeira zona de reação é mais baixa do que aquela da primeira zona de reação. O catalisador gasto é separado a partir do vapor do produto da reação. O catalisador gasto é reciclado para ser usado depois de ser regenerado e o vapor do produto da reação é separado para serem obtidos os produtos desejados, olefinas leves e aromáticos.

[00052] A presente modalidade pode compreender ainda a etapa (3): os gases e líquidos remanescentes na reação de gás-óleo exceto os produtos desejados, H2 e CH4 são usados como correntes de reciclagem, em que as correntes de reciclagem de gás são etano, propano, e C4, e as correntes de reciclagem liquidas são C5-C6, extração do refinado da nafta, óleo de reciclo e pasta fluida. O etano, propano, C4-C6 e/ou extração do refinado da nafta, diesel, óleo de ciclo e pasta fluida. O etano, propano, C4-C6, extração do refinado, acima mencionado, diesel ou diesel hidratado e a pasta fluida retornam para a zona de reação da etapa (2); e o óleo de ciclo retorna para a unidade de tratamento hídrico. Os alcanos mais baixos que não participam da reação são retirados a partir da unidade,

[00053] A referida matéria-prima são os hidrocarbonetos de petróleo e/ou outros óleos minerais, em que o hidrocarboneto de petróleo é um hidrocarboneto selecionado a partir do grupo que consiste em VGO, AGO, CGO, DAO, VR, AR, diesel, e nafta ou misturas dos mesmos, e o outro óleo mineral são os produtos líquidos da liquefação do carvão mineral, óleo de areia de alcatrão ou óleo de xisto.

[00054] Em que os VGO, AGO, CGO, DAO, VR, AR, diesel, e nafta não têm a fração total ou parcial não submetida, a tratamento hídrico.

[00055] A referida nafta é uma nafta selecionada a partir de nafta de craqueamento catalítico, nafta de produção direta, nafta coqueificada, nafta de craqueamento com vapor de água, nafta de craqueamento térmico, e nafta com tratamento hídrico, ou as misturas das mesmas, em que a nafta de craqueamento catalítico pode ser tanto a partir do processo de craqueamento catalítico da presente invenção, como a partir de craqueamento catalítico convencional, a nafta de produção direta, nafta coqueificada, nafta de craqueamento com vapor de água, nafta de craqueamento térmico, e nafta com tratamento hídrico estão fora do presente processo.

[00056] O referido diesel é um diesel selecionado a partir de LCO de craqueamento catalítico, diesel de craqueamento catalítico, diesel de produção direta, diesel coqueificado, diesel de craqueamento térmico, e diesel com tratamento hídrico, ou as misturas dos mesmos, em que o LCO de craqueamento catalítico pode ser tanto a partir do processo de craqueamento catalítico da presente invenção, como a partir de craqueamento catalítico convencional, o diesel de produção direta, diesel coqueificado, diesel de craqueamento térmico, e diesel com tratamento hídrico estão fora do presente processo.

[00057] A matéria-prima e o óleo de ciclo da etapa (1) podem entrar juntos no reator de tratamento hídrico depois de misturados para reduzir o investimento no equipamento. A matéria-prima e o óleo de ciclo entram em contato com um catalisador de tratamento hídrico e hidrogênio, e reagem sob condições de uma pressão parcial de hidrogênio entre 3,0 MPa e 20,0 MPa, uma temperatura de reação entre 300°C e 450°C, uma proporção de hidrogênio/óleo entre 300 e 2000 em volume e uma LHSV entre 0,1 h-1 e 3,0 h-1. O efluente da reação é em seguida alimentado para separação em alta pressão, separação em baixa pressão e fracionamento do produto para obter o produto com tratamento hídrico.

[00058] É de preferência o tratamento hídrico do óleo pesado e do óleo de ciclo para obter o efeito de reação ótimo, porém os sistemas de separação em pressão elevada, separação em baixa pressão e fracionamento do produto podem ser compartilhados. Além disso, os dois sistemas de reação podem usar o mesmo nível de pressão com a finalidade de compartilhar os compressores de hidrogênio fresco e de hidrogênio reciclado. As condições na hidrogenação do material de alimentação são: pressão parcial de hidrogênio de 3,0 MPa e 20,0 MPa, uma temperatura de reação entre 300°C e 450°C, uma proporção de hidrogênio/óleo entre 300 e 2000 em volume e uma LHSV entre 0,1 h-1 e 3,0 h-1 e as condições do tratamento hídrico do óleo de ciclo são: 3,0 MPa e 20,0 MPa, uma temperatura de reação entre 300°C e 450°C, uma proporção de hidrogênio/óleo entre 300 e 2000 em volume e uma LHSV entre 0,2 h-1 e 2,0 h-1.

[00059] O catalisador de tratamento hídrico usado na unidade de tratamento hídrico é um catalisador de metais não-nobres do Grupo VIB e/ou Grupo VIII sustentados em alumina e/ou sílica-alumina amorfa. O referido metal não-nobre do Grupo VIB é selecionado a partir de Mo e/ou W e aqueles do Grupo VIII são selecionados a partir de Co e/ou Ni. As atividades de alta hidrossaturação e desnitrogenação, porém uma baixa atividade de craqueamento é necessária para que esse catalisador reserve parafinas de cadeia linear longa na matéria-prima o tanto quanto possível e produzir mais propileno no processo de craqueamento catalítico. O catalisador de preferência compreende de 0 a 10% em peso de um aditivo, 1 a 9% em peso de um ou mais metais do Grupo VIII, de 12 a 39% em peso de um ou mais metais do Grupo VIB a alumina amorfa restante como suporte em que o aditivo é selecionado de elementos de não-metal e elementos de metal tais como flúor, fósforo, titânio, etc.

[00060] Comparado com a matéria-prima, o referido produto com tratamento hídrico contém menos enxofre, nitrogênio e aromáticos e um teor mais elevado de hidrogênio, favorável para aumentar a produção do propileno quando usado como a matéria-prima para a unidade de craqueamento catalítico.

[00061] O catalisador de craqueamento catalítico, o reator de craqueamento catalítico e as condições de operação do craqueamento catalítico do presente esquema técnico são os mesmos como aqueles do esquema técnico 2, respectivamente. Modalidade 3

[00062] O terceiro processo para a produção de olefinas leves e de aromáticos da presente invenção provido pela presente invenção compreende: (1) Uma matéria-prima que entra em contato com hidrogênio e um catalisador de tratamento hídrico e que reage sob as condições de uma pressão parcial de hidrogênio entre 3,0 MPa e 20,0 MPa, uma temperatura de reação entre 300°C e 450°C, uma proporção de hidrogênio/óleo entre 300 e 2000 em volume, e uma LHSV entre 0,1 h-1 e 3,0 h-1 e o efluente da reação é separado para serem obtidos H2, CH4, C20-C40 com tratamento hídrico, nafta com tratamento hídrico, e produto com tratamento hídrico, o produto com tratamento hídrico, hidrogênio sendo reciclado para ser utilizado; (2) o produto do tratamento hídrico da etapa (1) que entra em contato com um catalisador de craqueamento catalítico e que reage sob as condições de uma temperatura de reação entre 400°C e 800°C e uma WHSV entre 0,1 h-1 e 750 h-1, em pelo menos duas zonas de reação, em que a temperatura de reação de pelo menos uma zona de reação a jusante da primeira zona de reação é mais alta do que aquela da primeira zona de reação, e a WHSV de pelo menos uma zona de reação a jusante da primeira zona de reação é mais baixa do que aquela da primeira zona de reação; o catalisador gasto é separado a partir do vapor do produto da reação, o catalisador gasto retornando para toda ou para uma parte das zonas de reação da etapa (2) depois de ser extraído e regenerado e o vapor do produto da reação sendo separado para serem obtidos H2, CH4, C2=-C3= de craqueamento catalítico, C20-C30 de craqueamento catalítico, C4-C5 de craqueamento catalítico, nafta de craqueamento catalítico, óleo leve reciclado, óleo pesado de ciclo, em que os C2=-C3= são uma parte dos produtos desejados e os C4-C5 de craqueamento catalítico são reciclados para o reator catalítico pirolizado; (3) o C20-C40 com tratamento hídrico da etapa (1) e o C20C30 de craqueamento catalítico, da etapa (2) que entram em contato com vapor de água sob uma temperatura entre 700°C e 1000°C e o vapor do produto da reação é separado para serem obtidos os H2, CH4, C2=-C3= de craqueamento com vapor de água, C20-C30 de craqueamento com vapor de água, C4-C5 de craqueamento com vapor, nafta de craqueamento com vapor de água, óleo combustível, em que o C2=-C3= de craqueamento com vapor de água, é uma parte do produto desejado e o C4-C5 de craqueamento com vapor de água, é reciclado para o reator de craqueamento catalítico; (4) a nafta de craqueamento catalítico da etapa (2) e a nafta de craqueamento com vapor de água da etapa (3) são alimentadas primeiro para hidrogenação seletiva, e em seguida alimentadas para a extração do solvente para serem obtidos os aromáticos e o refinado da extração, em que os aromáticos são uma parte dos produtos desejados e o refinado da extração retornando para a etapa (3) como uma das matérias-primas para o craqueamento com vapor de água.

[00063] A matéria-prima, o catalisador de craqueamento catalítico, o reator de craqueamento catalítico e as condições de operação do craqueamento catalítico do presente esquema técnico são os mesmos como aqueles do esquema técnico 2 respectivamente.

[00064] O solvente usado na extração de solvente é um solvente selecionado a partir do grupo que consiste de sulfolano, N-metil pirrolidona, dietil glicol éter, trietil glicol éter, tetraetil glicol éter, sulfóxido de dimetila e N-formil morfolina e as misturas dos mesmos. A temperatura na extração de solvente é de 80 a 120°C, e a proporção de solvente para a matéria-prima extraída é de 2 a 6 em volume. O óleo extraído através da extração do solvente é um dos produtos desejados, aromáticos e refinados da extração, isto é, os não aromáticos são uma matéria-prima para o craqueamento com vapor de água.

[00065] As matérias-primas de alimentação para o craqueamento com o vapor de água são o C20-C40 com tratamento hídrico e nafta com tratamento hídrico da etapa (1) e o C20-C30 de craqueamento catalítico da etapa (2).

[00066] As condições de reação no craqueamento com vapor são: temperatura de 700°C até 1000° C, tempo de permanência 0,05 segundo a 0,6 segundo, e proporção de vapor de água para óleo de 0,1 a 1,0 em peso.

[00067] O vapor do produto da reação é separado para serem obtidos H2, CH4, C2=-C3= de craqueamento com vapor de água, C20-C30 de craqueamento com vapor de água, C4-C5 de craqueamento com vapor de água, nafta de craqueamento com vapor de água, óleo combustível, em que o C2=-C3= de craqueamento com vapor de água é uma parte dos produtos desejados. O C20-C30 de craqueamento com vapor de água é reciclado para o reator de craqueamento com vapor de água e o C4-C5 de craqueamento com vapor de água é reciclado para o reator catalítico pirolizado.

[00068] O presente esquema técnico produz olefinas leves tais como propileno, etileno, etc., a partir de matérias-primas pesadas, tanto quanto possível através da integração, tratamento hídrico, craqueamento catalítico, craqueamento com vapor de água, extração com solvente etc., em que o rendimento de propileno excede a 30% e produz ao mesmo tempo aromáticos tais como tolueno, xileno, etc. ao mesmo tempo.

[00069] O aparelho provido pela presente invenção compreende: (1) unidade de tratamento hídrico, na qual H2, CH4, C20-C40 com tratamento hídrico, nafta com tratamento hídrico, e produto com tratamento hídrico que são obtidos depois de que a matéria-prima entra em contato com hidrogênio e com um catalisador de tratamento hídrico. (2) Unidade de craqueamento catalítico, na qual o produto com tratamento hídrico que entra em contato com um catalisador de craqueamento catalítico e que reage sob condições de uma temperatura de reação entre 400°C e 800°C, e uma WHSV entre 0,1 h- 1 e 750 h-1, em pelo menos duas zonas de reação, em que a temperatura de pelo menos uma zona de reação a jusante da primeira zona de reação é mais elevada do que aquela da primeira zona de reação e a WHSV de pelo menos uma zona de reação a jusante da primeira zona de reação é mais baixa do que aquela da primeira zona de reação; o catalisador gasto é separado a partir do vapor do produto da reação e o catalisador gasto retornando para toda ou para parte das zonas de reação da etapa (2) depois de ser extraído e regenerado por extração e o vapor do produto da reação sendo separado para serem obtidos H2, CH4, C2=-C3= de craqueamento catalítico, C20-C30 de craqueamento catalítico, C4-C5 de craqueamento catalítico, nafta de craqueamento catalítico, óleo de reciclagem leve, óleo de reciclagem pesado, em que o C2=-C3= são uma parte dos produtos desejados e o C4-C5 are são reciclados de volta para o reator de craqueamento catalítico; (3) unidade de craqueamento com vapor de água, na qual o C20-C40 com tratamento hídrico, nafta com tratamento hídrico, C20-C30 de craqueamento catalítico e C20-C30 de craqueamento catalítico que entram em contato com o vapor de água sob uma temperatura entre 700°C e 1000°C, e o vapor do produto da reação é separado para serem obtidos H2, CH4, C2=-C3= de craqueamento por vapor de água, C20-C30 de craqueamento por vapor de água, C4-C5 de craqueamento por vapor de água, nafta de craqueamento por vapor de água, e óleo combustível, em que os C2=-C3= de craqueamento por vapor de água são uma parte dos produtos desejados; (4) unidade de hidrogenação seletiva, na qual a nafta de craqueamento catalítico e a nafta de craqueamento com vapor de água que são alimentadas para hidrogenação seletiva para ser obtida a nafta com tratamento hídrico seletivo; (5) unidade de extração de solvente, na qual a nafta com tratamento hídrico seletivo é alimentada para a extração do solvente para serem obtidos aromáticos e o refinado da extração, em que os aromáticos são uma parte dos produtos desejados e o refinado da extração retorna para a etapa (3) como uma das matérias-primas do craqueamento com vapor de água.

[00070] O processo da presente invenção será também descrito abaixo em combinação com os desenhos.

[00071] A Figura 1 é um diagrama esquemático do processo de craqueamento catalítico do esquema técnico 1.

[00072] Existem 7 zonas de reação nessa Figura, em que as temperaturas de ambas as zonas de reação III e da zona de reação V são mais altas do que aquelas da zona de reação I e as WHSVs das mesmas são mais baixas do que aquele da zona de reação I. PS2 médio, como o propano é injetado a partir da seção de pré-elevação do catalisador P6 no fundo da zona de reação I para executar a reação. Esta seção de pré elevação P6 também pode ser considerada como uma zona de reação.

[00073] O processo flui da maneira que se segue:

[00074] O catalisador regenerado C1 a partir do regenerador entra na seção de pré-elevação do catalisador P6 no fundo da zona de reação I através da tubulação de catalisador P1, reage com o meio PS2 depois de ser elevado pelo meio PS1. Na zona de reação I a matéria-prima S1 entra em contato com o catalisador e com o vapor de água a partir da seção de pré-elevação P6 e reage sob uma temperatura de reação entre 500°C e 650°C, um WHSV entre 2 h-1 e 300 h-1, uma proporção de catalisador para óleo entre 3 e 20 em peso, e uma pressão de reação entre 0,12 MPa e 0,2 MPa (pressão absoluta). O produto da reação e o catalisador em seguida ingressam na zona de reação II juntos.

[00075] Na zona de reação II, a matéria-prima de hidrocarbonetos C4 S2 a partir de outra unidade de craqueamento catalítico entra em contato com o catalisador e com o vapor de água da zona de reação 1 e reage sob uma temperatura de reação entre 490°C e 640°C, uma WHSV entre 20 h-1 e 750 h-1, e uma proporção de catalisador para óleo entre 3 e 20 em peso, e uma pressão de reação entre 0,12 MPa e 0,6 MPa (pressão absoluta). O produto da reação e o catalisador em seguida entram na zona de reação III em conjunto.

[00076] Na zona de reação III, a matéria-prima de hidrocarbonetos C4 S3 do presente processo entra em contato com o catalisador e com o vapor de água a partir da zona de reação II e o catalisador regenerado da tubulação P2 e reage sob uma temperatura de reação entre 510°C e 660°C, uma WHSV entre 2 h-1 e 150 h-1, e uma proporção de catalisador para óleo entre 3 e 20 em peso, e uma pressão de reação entre 0,12 MPa e 0,6 MPa (pressão absoluta). O produto da reação e o catalisador em seguida entram na zona de reação IV juntos.

[00077] Na zona de reação IV, a matéria-prima de hidrocarbonetos C5 S4 do presente processo entra em contato com o catalisador e com o vapor de água da zona de reação III e reage sob uma temperatura de reação entre 490°C e 640°C, uma WHSV entre 20 h-1 e 750 h-1, e uma proporção de catalisador para óleo entre 3 e 20 em peso, e uma pressão de reação entre 0,12 MPa e 0,6 MPa (pressão absoluta). O produto da reação e o catalisador em seguida entram juntos na zona de reação V.

[00078] Na zona de reação V, uma parte de matéria-prima e a matéria-prima de hidrocarbonetos C5 S5 do presente processo entram em contato e se misturam com o catalisador e com o vapor de água da zona de reação IV, o catalisador gasto C5 a partir da tubulação P5, o catalisador regenerado C4 da tubulação P4, e o catalisador e o produto da reação depois do catalisador regenerado C3 da tubulação P3 entra em contato e reage com o propano PS3, e reage sob uma temperatura de reação entre 510°C e 700°C, uma WHSV entre 1 h-1 e 100 h-1, e uma proporção de catalisador para óleo entre 3 e 50 em peso, e uma pressão de reação entre 0,12 MPa e 0,6 MPa (pressão absoluta). O produto da reação e o catalisador em seguida entram na zona de reação VI juntos.

[00079] Na zona de reação VI, a matéria-prima C6 do presente processo entra em contato e se mistura com o catalisador e com o vapor de água da zona de reação V e reage sob uma temperatura de reação entre 510°C e 700°C, uma WHSV entre 20 h-1 e 700 h-1, e uma proporção de catalisador para óleo entre 3 e 50 em peso, e uma pressão de reação entre 0,12 MPa e 0,6 MPa (pressão absoluta). O produto da reação e o catalisador em seguida entram juntos na zona de reação VII.

[00080] Na zona de reação VII, a água ou o vapor de água S7 entra em contato e se mistura com o catalisador e o vapor de água da zona de reação VI e reage sob uma temperatura de reação entre 450°C e 700°C, uma WHSV entre 20 h-1 e 700 h-1, e uma proporção de catalisador para óleo entre 3 e 50 em peso, e uma pressão de reação entre 0,12 MPa e 0,6 MPa (pressão absoluta). O vapor dos produtos da reação e o catalisador em seguida entram no sistema de separação de catalisador/produtos do vapor. O produto de vapor separado entra no sistema de separação de produtos do vapor e o catalisador entra no regenerador para geração opcionalmente depois de ser extraído.

[00081] A Figura 2 é um diagrama esquemático de um processo de craqueamento catalítico de preferência do esquema técnico 1.

[00082] Nesse processo, o reator de craqueamento catalítico 40 consiste na primeira zona de reação, isto é, no elevador A, na segunda zona de reação, isto é, no leito fluidificado B em série. A diferença entre a temperatura de reação da segunda zona de reação e aquela da primeira zona de reação é de 10°C a 200°C, de preferência de 20°C a 100°C, e a proporção da WHSV da segunda zona de reação para aquele da primeira zona de reação é de 1:1,1-1:750, de preferência 1:1,1-1:300.

[00083] O processo flui da maneira que se segue:

[00084] O vapor de água da pré-elevação entra a partir do fundo do elevador A através da tubulação 57 e o catalisador regenerado se movimenta para cima ao longo do elevador A com uma velocidade crescente sob a ação de pré-elevação do vapor de água. A matéria- prima é injetada no interior do elevador A através da tubulação 5 junto com vapor de água atomizador da tubulação 39, e entra em contato com o catalisador regenerado. Depois de ser elevado através do vapor de água da tubulação 55, o catalisador regenerado da tubulação 54 entra na linha vertical de transferência 56 junto com o C20-C30 e C4-C8 a partir da tubulação 26 e se movimenta para cima, e finalmente entra no leito fluidificado B para executar a reação em conjunto com o vapor do produto e o catalisador do elevador A. O vapor de água entra no fundo do leito fluidificado B através da tubulação 41 para assegurar a fluidificação e a reação do leito fluidificado D. O vapor do produto produzido no leito fluidificado B e o catalisador gasto desativado entram no ciclone no separador 43 através da tubulação 42 para realizar a separação do catalisador gasto do vapor do produto. O vapor do produto entra na câmara de recolhimento 44 e o pó fino do catalisador retorna para o separador através da perna. O catalisador gasto no separador flui na direção da seção de extração 47 e entra em contato com o vapor de água da tubulação 48. O vapor do produto extraído a partir do catalisador gasto entra na câmara 44 através do ciclone. O catalisador gasto depois da extração entra no regenerador 50 através da tubulação inclinada 49. O ar principal entra no regenerador para a queima do coque no catalisador gasto e regenera o catalisador gasto desativado, e o gás de chaminé entra na máquina de fumaça através da tubulação 52. O catalisador regenerado é dividido em duas partes, em que uma parte entra no elevador A através de uma tubulação inclinada 53 e a outra parte entra no leito fluidificado B em seguida através da tubulação inclinada 54 e da linha vertical de transferência 56 para uso reciclado. O vapor do produto na câmara 44 entra no sistema de separação 46 subseqüente, a partir do qual o etileno e o propileno obtidos através da separação são retirados através da tubulação 7, o gás seco do craqueamento catalítico (isto é, hidrogênio e metano) é retirado através da tubulação 6, o C20-C30 de craqueamento catalítico é retirado através da tubulação 8 e finalmente introduzido dentro da linha vertical de transferência 26, o C4-C5 de craqueamento catalítico é retirado através da tubulação 9, a nafta de craqueamento catalítico é retirado através da tubulação 10 para separar os aromáticos tais como o tolueno, xileno, etc., o diesel de craqueamento catalítico é retirada através da tubulação 11, o óleo de ciclo de craqueamento catalítico e a pasta fluida são retirados através da tubulação 12. O C4-C5 de craqueamento catalítico retorna para o leito fluidificado B em seguida através da tubulação 26 e da linha vertical de transferência 56. O diesel ou o diesel com tratamento hídrico, o óleo de ciclo de craqueamento catalítico e a pasta fluida retornam ao elevador A em conjunto através da tubulação 5.

[00085] A Figura 3 é o fluxograma esquemático do princípio do processo do esquema técnico 2.

[00086] O princípio de fluxo do processo depois do tratamento hídrico é descrito resumidamente como se segue: a matéria-prima se mistura através da tubulação 1 com o óleo de ciclo da tubulação 15, em seguida entra na unidade de tratamento hídrico 23 através da tubulação 22, entra em contato com o catalisador de tratamento hídrico e hidrogênio, e reage sob as condições de uma pressão parcial de hidrogênio entre 3,0 Mpa e 20,0 MPa, uma temperatura de reação entre 300°C e 450°C, uma proporção de hidrogênio/óleo entre 300 e 2000 em volume e uma LHSV entre 0,1 h-1 e 3,0 h-1. O óleo produzido na unidade de tratamento hídrico se mistura através da tubulação 24 com a corrente de reciclagem da tubulação 17, em seguida entra no reator de craqueamento catalítico 2, entra em contato com o craqueamento catalítico e vapor de água, e reage sob condições de uma temperatura entre 500°C e 700°C, uma pressão entre 0,15 MPa e 0,4 MPa (pressão absoluta), uma proporção de catalisador de craqueamento catalítico para matéria-prima para craqueamento catalítico entre 5 e 35 em peso, uma proporção de vapor de água para matéria-prima para craqueamento catalítico entre 0,05 e 1,0 em peso. O catalisador gasto coqueificado e o vapor do produto da reação entram no separador de catalisador/óleo 4 através da tubulação 3, o catalisador gasto separado entra no regenerador 6 através da tubulação 5. O catalisador regenerado através da queima de coque possui uma atividade e seletividade mais alta, o qual retorna para o reator 2 através da tubulação 7, e o vapor do produto de reação entra no separador de produto 9. O etileno e o propileno separados são retirados através da tubulação 12, e a nafta craqueada a partir da qual o C5-C6 é removido entra na unidade de extração de solvente 19. Os aromáticos obtidos são retirados através da tubulação 21, o hidrogênio e o metano são retirados através da tubulação 10, o etano e o propano são retirados através da tubulação 11, os C4-C6, são retirados através da tubulação 13, o óleo de ciclo é retirado através da tubulação 15, e a pasta fluida é retirada através da tubulação 16. O etano e o propano, o C4-C6, o refinado da extração da nafta, e a pasta fluida são todos ou em parte retornados para o reator de craqueamento catalítico 2 sequencialmente através das tubulações 17 e 18, e o óleo de ciclo retorna para a unidade de tratamento hídrido 23 sequencialmente através das tubulações 15 e 22.

[00087] A Figura 4 é o fluxograma esquemático do princípio do processo e do aparelho do esquema técnico 3.

[00088] O princípio de fluxo do presente processo é como se segue: a matéria-prima se mistura através da tubulação 1 com o diesel da tubulação 11 e em seguida ingressa na unidade de hidrogenação A. Os H2, CH4, C20-C40 com tratamento hídrico, a nafta com tratamento hídrico, o produto com tratamento hídrico, obtidos através do tratamento hídrico são retirados a partir das tubulações 2, 3, 4 e 5, respectivamente. O C20-C40 com tratamento hídrico, e a nafta com tratamento hídrico se misturam respectivamente através das tubulações 3 e 4 e em seguida entram na unidade de craqueamento com vapor de água E seqüencialmente através das tubulações 23 e 24. O produto com tratamento hídrico como uma matéria-prima para o craqueamento catalítico se mistura com o C4-C5 a partir da tubulação 26, em seguida entra na unidade de craqueamento catalítico B e reage sob as condições de uma temperatura entre 500°C e 700°C, uma pressão entre 0,15 MPa e 0,4 MPa (pressão absoluta), uma proporção de catalisador de craqueamento catalítico para matéria- prima para craqueamento catalítico entre 5 e 50 em peso, uma proporção de vapor de água para matéria-prima para craqueamento catalítico entre 0,05 e 1,0 em peso. Os H2, CH4, C2=-C3= de craqueamento catalítico, C20-C30 de craqueamento catalítico, C4-C5 de craqueamento catalítico, a nafta de craqueamento catalítico, o diesel, o óleo de ciclo obtidos na unidade de craqueamento catalítico B são retirados a partir das tubulações 2, 3, 4, e 5 respectivamente. O C2=- C3= é um dos produtos desejados. O C2=-C3= como uma das matérias- primas para o craqueamento com vapor de água entra na unidade de craqueamento com vapor de água E sequencialmente através das tubulações 8, 22 e 24. O C4-C5 de craqueamento catalítico se mistura através da tubulação 9 com o C4-C5 de craqueamento com vapor de água a partir da tubulação 18 em seguida retorna para a unidade de craqueamento catalítico B sequencialmente através das tubulações 26 e 27. A nafta de craqueamento catalítico se mistura com a nafta de craqueamento com vapor de água da tubulação 19 e em seguida entra na unidade de hidrogenação seletiva C através da tubulação 25. O diesel retorna para a unidade de hidrogenação A seqüencialmente através das tubulações 11 e 28 e o óleo de ciclo retorna para a unidade de craqueamento catalítico B através da tubulação 12. A corrente da unidade de hidrogenação seletiva C entra na unidade de extração de solvente D. O BTX obtido na unidade de extração de solvente D é retirado a partir da tubulação 14 como produtos desejados, e o refinado da extração entra na unidade de craqueamento com vapor de água E sequencialmente através das tubulações 13, 22 e 24.

[00089] O C20-C40 com tratamento hídrico, a nafta com tratamento hídrico, o C20-C30 do craqueamento catalítico e o refinado da extração primeiro se misturam respectivamente através das tubulações 3, 4, 8 e 13, e em seguida entram na unidade de craqueamento por vapor de água E através da tubulação 24. O H2, CH4, C2=-C3= craqueada com vapor de água, C20-C30 craqueada com vapor de água,C4-C5 craqueada com vapor de água, a nafta craqueada com vapor de água, e o óleo combustível são retirados respectivamente através das tubulações 15, 16, 17, 18, 19, e 20, em que o C2=-C3= craqueado com vapor de água é retirados a partir da unidade através da tubulação 16 como um dos produtos desejados, o C20-C30 craqueado com vapor de água retorna para a unidade de craqueamento com vapor de água E através da tubulação 17, C4-C5 craqueada com vapor de água entra na unidade de craqueamento catalítico B sequencialmente através das tubulações 18, 26, e 27, e a nafta craqueada com vapor de água entra na unidade de hidrogenação seletiva C através da tubulação 19.

[00090] Através da utilização dos diversos processos providos pela presente invenção, a refinaria pode produzir olefinas leves tais como o propileno, etileno, etc., até o máximo, em que a produção de propileno excede a 20% em peso, de preferência excede a 25% em peso e de mais preferência excede a 30% em peso, e também pode produzir produtos conjuntos, aromáticos ricos em tolueno, xileno, etc. Por esse motivo é realizada uma ruptura no conceito de refinaria, isto é, a conversão da refinaria a partir do modo da produção de combustível e combustível-lubrificantes convencionais em modo de indústria química e um desenvolvimento e extensão da refinaria a partir do simples refino do óleo para a produção de produtos a jusante com valores altos adicionados. Essa conversão não somente resolve o problema da deficiência de matérias-primas químicas, porém aumenta também as vantagens da refinaria.

[00091] Os exemplos que se seguem irão também descrever a presente invenção, porém, não limitam a mesma.

[00092] A matéria-prima usada nos exemplos é o VGO, as propriedades estão mostradas na tabela 1, e o solvente usado nos exemplos é o sulfolano.

[00093] O processo para a preparação do catalisador de craqueamento catalítico usado nos exemplos é descrito de forma resumida como se segue: 1) 20 g de NH4Cl foram dissolvidos em 1000 g de água, os quais 100 g (base seca) do produto cristalizado zeólito ZRP-1 (produzido na Catalyst Plant of Qilu Petrochemicals Co., SiO2/Al2O3=30, teor de terras raras RE2O3=4,0% em peso) foram adicionados, e uma torta de filtro foi obtida depois da troca a 90°C durante 0,5 hora e filtragem. A torta de filtro foi impregnada com uma solução de 4,0 g de H2PO4 (com uma concentração de 85%) e 4,5 g de Fe(NO3)3 em 90 g de água e em seguida secada. O sólido resultante foi calcinado a 550°C durante 2 horas para ser obtido um zeólito de poros de tamanho intermediário contendo fósforo e ferro e tendo uma estrutura de MFI, a composição do qual, determinada pela análise elementar foi de 0,1 Na2O, -5,1 AhO3-, 2,4 P2O5 ,-1,5 Fe2O3, 3,8 RE2O3, 88,1 SiO2. 2) 75,4 kg de haloisita (Produto de Suzhou Porcelain Clay Co., teor de sólidos de 71,6% em peso) foram fluidizados em pasta com 250 kg de água com cátion removido e foram adicionados 54,8 kg de pseudobohemita (produto industrial da Shandong Alumina Plant, teor de sólido 63% em peso). O pH é ajustado a de 2 a 4 com ácido clorídrico, a pasta fluida foi agitada de modo uniforme, e deixada de lado para envelhecimento a 60 - 70°C durante uma hora. A temperatura foi abaixada para abaixo de 60°C enquanto o pH era mantido a 2 a 4, e em seguida foram adicionados 4,5 kg de sol de alumina (produto industrial da Shandong Alumina Plant, teor de Al2O3 21,7% em peso). Foi obtida uma pasta fluida misturada depois de agitação durante 40 minutos. 3) O zeólito de poros de tamanho intermediário contendo fósforo e ferro e tendo a estrutura de MFI preparado na etapa 1) (base seca de 45 kg) e o zeólito DASY (produto industrial da Catalyst Plant of Qilu Petrochemicals Co., unidade de tamanho de célula 2,445 - 2,448 nm, teor de RE2O3 2,0%, base seca 7,5 kg) foram adicionados à pasta fluida misturada obtida na etapa 2) e agitada de modo uniforme. A pasta fluida resultante foi moldada por secagem por atomização, e o produto foi lavado com uma solução de diidrogeno fosfato de amônio (teor de fósforo de 1% em peso), para a remoção do Na+ livre. Depois da secagem, foi obtida uma amostra do catalisador de craqueamento catalítico. A composição do catalisador foi de 30% em peso da estrutura MFI do zeólito de tamanho de poro intermediário que continha fósforo e ferro, 5% em peso do zeólito DASY, 23% em peso de pseudobohemita, 6% em peso de sol de alumina e o restante de caulim.

[00094] O processo para a preparação do catalisador de tratamento hídrico usado nos exemplos é descrito de forma resumida como se segue: Metatungstato de amônio ((NH4W4Oi3-18H2O, quimicamente puro) e nitrato de níquel (Ni(NO3)2-6H2O, quimicamente puro) foram dissolvidos em água para preparar 200 mL de uma solução. Foram adicionados à solução 50 g de alumina para suporte e impregnada em temperatura ambiente durante 3 horas. Durante a impregnação, a solução de impregnação foi tratada com um instrumento ultra-sônico durante 30 minutos, e em seguida resfriada, filtrada e secada em um forno de microondas durante cerca de 15 minutos. A composição do catalisador foi de 30% em peso de WO3, 3,1% em peso de NiO e o restante de Alumina.

[00095] O processo para a preparação do catalisador de tratamento hídrico usado nos exemplos é descrito de forma resumida como se segue: Metatungstato de amônio ((NH4W4OI3-18H2O, quimicamente puro) e nitrato de níquel (Ni(NO3)2-6H2O, quimicamente puro) foram dissolvidos em água para preparar 200 mL de uma solução. Foram adicionados à solução 100 g de alumina para suporte e impregnados em temperatura ambiente durante 4 horas. Depois da separação, o catalisador úmido foi secado em um forno durante 4 horas e calcinado em um forno de tubo com ar insuflado a 500°C durante 4 horas. A composição do catalisador foi de 25,3% em peso de WO3, 2,3% em peso de NiO, e o restante de alumina. Exemplo 1

[00096] O experimento do presente exemplo foi executado de acordo com o fluxo na Figura 1. A matéria-prima A foi usada diretamente como a matéria-prima do craqueamento catalítico e o experimento foi executado em sete zonas de reação que consistiam em elevadores e em leitos fluidificados. As temperaturas de reação nas zonas de reação I, II, III, IV, V, VI, e VII seqüencialmento foram 530°C, 520°C, 550°C, 540°C, 640°C, 620°C, e 580°C, e as WHSVs das zonas de reação I, II, III, IV, V, VI, e VII foram, sequencialmente, 360 h-1, 720 h-1, 20 h-1, 180 h-1, 5 h-1, 200 h-1, e 620 h-1, em que as temperaturas de reação das zonas III e V foram 20°C e 110°C mais altas do que aquela da zona de reação 1 respectivamente, as proporções das WHSVs das zonas de reação III e V (leito fluidificado) para aquela da zona de reação I (elevador) foram respectivamente 1:18 e 1:72, e o calor suplementado para as zonas de reação III e V foi responsável com relação a 11% e 60% do calor da reação do sistema total de reação respectivamente, Finalmente, os produtos foram separados, em que C3-C5 foi reciclado para os leitos fluidificados. As condições de operação das zonas I, III e V, e a distribuição do produto estão mostradas na Tabela 2.

[00097] Pode ser observado a partir da Tabela 2 que os rendimentos de propileno e de etileno chegaram tão altos quanto 35,21% e 14,56% em peso respectivamente, e aqueles de tolueno e de xileno são de 3,95% e 4,26% em peso, respectivamente. Exemplo 2

[00098] O experimento do presente exemplo foi executado de acordo com o fluxo na Figura 2. A matéria-prima B foi usada diretamente como a matéria-prima do craqueamento catalítico e o experimento foi executado em um elevador de tamanho médio mais um reator de leito fluidificado, em que a temperatura de reação do leito fluidificado foi 30°C mais elevada do que aquela do elevador, a proporção de WHSV do leito fluidificado para aquela do elevador foi de 1:360, e o calor suplementado para o leito fluidificado foi responsável por 22% do calor de reação do sistema total de reação. Finalmente, os produtos foram separados em que somente a pasta fluida foi reciclada para o elevador e o C4-C5 foi reciclado para o leito fluidificado, porém as outras correntes não foram recicladas. As condições de operação do craqueamento catalítico e a distribuição do produto estão mostradas na Tabela 2.

[00099] Pode ser observado a partir da Tabela 2 que os rendimentos de propileno e de etileno são tão altos quanto 30,46% e 18,31% em peso respectivamente, e aqueles de tolueno e de xileno são de 2,45% e 7,38% em peso, respectivamente. Exemplo 3

[000100] O experimento do presente exemplo foi executado de acordo com o fluxo na Figura 3. A matéria-prima A foi primeiro submetida a tratamento hídrico e o produto com tratamento hídrico (o teor de hidrogênio aumentado a partir de 12,40% para 13,54% em peso, e o teor de aromáticos diminuído a partir de 44,1% para 20,0% em peso) foi usado como a matéria-prima para o craqueamento catalítico. O experimento foi executado em um elevador de tamanho médio mais um reator de leito fluidificado, em que a temperatura de reação do leito fluidificado foi 40°C mais elevada do que aquela do elevador, a proporção de WHSV do leito fluidificado para aquela do elevador foi de 1:30, e o calor suplementado para o leito fluidificado foi responsável por 25% do calor de reação do sistema total de reação. Finalmente, os produtos foram separados em que somente a pasta fluida foi reciclada para o elevador, porém as outras correntes não foram recicladas. As condições de operação do tratamento hídrico e do craqueamento catalítico e a distribuição do produto estão mostradas na Tabela 3.

[000101] Pode ser observado a partir da Tabela 3 que os rendimentos de propileno e de etileno são tão altos quanto 32,97% e 12,63% em peso respectivamente, e aqueles de tolueno e de xileno são de 1,93% e 4,05% em peso, respectivamente. Exemplo 4

[000102] O experimento do presente exemplo foi executado de acordo com o fluxo na Figura 4. O reator para o craqueamento catalítico é um elevador mais um reator de leito fluidificado em uma instalação piloto, em que a temperatura de reação do leito fluidificado foi 40°C mais elevada do que aquela do elevador, a proporção de WHSV do leito fluidificado para aquela do elevador foi de 1:30, e o calor suplementado para o leito fluidificado foi responsável por 30% do calor de reação do sistema total de reação. Finalmente, os produtos foram separados em que somente a pasta fluida foi reciclada para o elevador, porém as outras correntes não foram recicladas. Todos os experimentos de tratamento hídrico, craqueamento catalítico, hidrogenação seletiva e de extração de solvente foram executados em unidades de tamanho médio correspondentes.

[000103] A matéria-prima usada no presente exemplo foi a mesma do exemplo 3, isto é, a matéria-prima A, e as condições de operação e a distribuição do produto estão mostradas na Tabela 3. Pode ser observado a partir da Tabela 3 que os rendimentos de propileno e de etileno são tão altos quanto 40,65% e 20,64% em peso respectivamente, e aqueles de tolueno e aromáticos C8 são de 4,34% e 5,18% em peso, respectivamente. Tabela 1

Tabela 2

Tabela 3

Claims

1. Processo para produção de olefinas leves e aromáticos, caracterizado pelo fato de que compreende as etapas de: conduzir uma reação da matéria-prima com um catalisador de craqueamento catalítico em um reator de craqueamento compreendendo pelo menos duas zonas de reação, sob condições de uma temperatura de reação entre 400°C e 800°C e uma velocidade espacial horária de peso (WHSV) entre 0,1 h-1 e 750 h-1; separar o catalisador gasto a partir do vapor do produto da reação; regenerar o catalisador gasto para produzir um catalisador regenerado, e retornar o catalisador regenerado ao reator; sendo que a temperatura de reação de pelo menos uma zona de reação localizada à jusante de uma primeira zona de reação, das pelo menos duas zonas de reação, é mais alta do que aquela da primeira zona de reação e o WHSV da pelo menos uma zona de reação é mais baixa do que aquela da primeira zona de reação, e a matéria-prima e o vapor entram na primeira zona de reação para entrar em contato com o catalisador de craqueamento catalítico regenerado; e sendo que a diferença entre a temperatura de reação da dita pelo menos uma zona de reação entre as zonas de reação apresentando uma eleva temperatura de reação do que aquela da primeira zona de reação e a temperatura de reação da primeira zona de reação é de 10°C a 200°C, e a proporção da WHSV da pelo menos uma zona de reação àquela da primeira zona de reação é 1:1,1 a 1:750.

2. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que inclui introduzir a matéria-prima ao catalisador na primeira zona de reação, sendo que a matéria-prima apresenta um ponto de ebulição de 25°C a 1200°C.

3. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que a reação é conduzida entre duas ou três zonas de reação, dentre as pelo menos uma zona de reação à jusante da primeira zona de reação, sendo que as temperaturas de reação de duas ou menos zonas de reação dentre as zonas de reação à jusante da primeira zona de reação é mais alta do que aquela da primeira zona de reação e as WHSVs das duas ou menos zonas de reação são mais baixas do que aquela da primeira zona de reação.

4. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que a diferença entre a temperatura de reação da pelo menos uma zona de reação, dentre as zonas de reação apresentando uma temperatura de reação mais alta e aquela da primeira zona de reação é de 20°C a 100°C, e a proporção da WHSV da dita pelo menos uma zona de reação com relação aquela da primeira zona de reação é de 1:1,1 a 1:300, sendo que uma fonte do calor para a pelo menos uma zona de reação é uma selecionada do grupo consistindo em um catalisador regenerado aquecido, um catalisador com coque depositado aquecido, um catalisador fresco aquecido, uma matéria-prima aquecida, um ou mais tubos de aquecimento helicoidais, e combinações dos mesmos.

5. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que as fontes de calor à pelo menos uma zona de reação é uma selecionada a partir do grupo que consiste em um catalisador regenerado aquecido, um catalisador com coque depositado aquecido, um catalisador fresco aquecido e matéria-prima aquecida, um ou mais tubos de aquecimento helicoidais, e combinações dos mesmos.

6. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que um calor total suplementado à pelo menos uma zona de reação constitui de 10% a 80% de um calor de reação da pelo menos duas zonas de reação, sendo que um calor total suplementado da pelo menos uma zona de reação constitui de 20% a 60% de um calor de reação das pelo menos duas zonas de reação.

7. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que um calor total suplementado à pelo menos uma zona de reação constitui de 20% a 60% de um calor de reação das pelo menos duas zonas de reação.

8. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que as condições de cada uma das zonas de reação são: temperatura de reação de 500°C a 700°C, WHSV de 1 h-1 a 500 h-1, pressão da reação de 0,10 Mpa a 1,0 MPa, proporção de catalisador de craqueamento catalítico para matéria-prima de 1 a 150 em peso.

9. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que cada uma das referidas pelo menos duas zonas de reação é uma zona selecionada a partir de um elevador, leito fluidificado, linha de transferência ascendente, linha de transferência descendente, e leito móvel, e as pelos pelos duas zona de reação são conectadas em série, paralelo ou combinações das mesmas.

10. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que a referida matéria-prima são hidrocarbonetos de petróleo e/ou outros óleos minerais, sendo que o hidrocarboneto de petróleo é selecionado a partir do grupo que consiste em gasóleo a vácuo, gasóleo atmosférico, gasóleo coqueificado, óleo desasfaltado resíduos de vácuo, resíduos atmosféricos, óleo de ciclo, pasta fluida, diesel, nafta, hidrocarbonetos com 4 a 8 átomos de carbono, alcanos com 2 a 3 átomos de carbono, ou misturas dos mesmos, e os outros óleos minerais são produtos líquidos a partir de liquefação de carvão, óleo de areia asfáltica, ou óleo de xisto.

11. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que a matéria-prima da primeira zona de reação é uma matéria-prima selecionada a partir do grupo que consiste em gasóleo a vácuo, gasóleo atmosférico, gasóleo coqueificado, óleo desasfaltado, resíduos de vácuo, resíduos atmosféricos, óleo de ciclo, pasta fluida, diesel, nafta, ou misturas dos mesmos.

12. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que a matéria-prima da pelo menos uma zona de reação é uma selecionada a partir do grupo que consiste de óleo de ciclo, pasta fluida, diesel, nafta, hidrocarbonetos com 4 a 8 átomos de carbono, alcanos com 2 a 3 átomos de carbono, ou misturas dos mesmos.

13. Processo, de acordo com a reivindicação 10 ou 11, caracterizado pelo fato de que os referidos: gasóleo a vácuo, gasóleo atmosférico, gasóleo coqueificado, óleo desasfaltado, resíduos de vácuo, resíduos atmosféricos, diesel e nafta, estão em sua fração total ou em fração parcial.

14. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 10 a 12, caracterizado pelo fato de que a referida nafta é uma selecionada a partir do grupo que consiste em nafta de craqueamento catalítico, nafta de operação direta, nafta coqueificada, nafta de craqueamento com vapor de água, nafta de craqueamento térmico, e nafta com tratamento hídrico, ou misturas das mesmas.

15. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 10 a 12, caracterizado pelo fato de que o referido diesel é um selecionado a partir do grupo que consiste em óleo de ciclo leve (LCO) de craqueamento catalítico, diesel de operação direta, diesel coqueificado, diesel de craqueamento térmico, e diesel com tratamento hídrico, ou misturas dos mesmos.

16. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que o referido catalisador de craqueamento catalítico compreende zeólitos, óxidos inorgânicos e argilas opcionais, e os teores dos diversos componentes no catalisador são zeólito de 10% a 50% em peso, óxido inorgânico de 5% a 90% em peso e argila de 0% a 70% em peso.

17. Processo de acordo com a reivindicação 16, caracterizado pelo fato de que o referido zeólito é um zeólito de tamanho de poro intermediário e zeólito de poro grande opcional, em que o zeólito de tamanho de por o intermediário é responsável por de 25% a 100% no peso total do zeólito, e o zeólito de poro grande é responsável por de 0% a 75% em peso da quantidade total do zeólito; o zeólito de tamanho de poro intermediário é selecionado a partir da série de zeólitos ZSM e/ou zeólitos ZRP e o zeólito da série ZSM é um zeólito selecionado a partir do grupo que consiste em ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-38, e ZSM-48, ou misturas dos mesmos; o zeólito de poro grande é um zeólito selecionado a partir do grupo que consiste em Y de terra rara, HY de terra rara, Y ultra- estável, e Y de sílica elevada, ou as misturas dos mesmos.

18. Processo, de acordo com a reivindicação 16, caracterizado pelo fato de que o referido óxido inorgânico é selecionado a partir de SiO2 e/ou Al2O3, e a argila é selecionada a partir de argila, caulim e/ou haloisita.

19. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que as referidas olefinas baixas são etileno, propileno, e buteno opcional.

20. Processo para produção de olefinas leves e aromáticos, caracterizado pelo fato de que compreende as etapas de: (1) entrar com uma corrente de matéria-prima e de reciclo opcional na unidade de tratamento hídrico, colocar em contato com um catalisador de tratamento hídrico e hidrogênio, e reagir sob as condições de uma pressão parcial de hidrogênio entre 3,0 MPa e 20,0 MPa, uma temperatura de reação entre 300°C e 450°C, uma proporção de hidrogênio/óleo entre 300 e 2000 em volume e uma velocidade espacial horária líquida (LHSV) entre 0,1 h-1 e 3,0 h-1, sendo que o efluente de reação é separado para obter o produto com tratamento hídrico, e sendo que o hidrogênio é reciclado para reutilização; (2) alimentar o produto com tratamento hídrico ao craqueamento catalítico de acordo com o processo, como definido em qualquer uma das reivindicações 1 a 19.

21. Processo para produção de olefinas leves e aromáticos, caracterizado pelo fato que compreende as etapas de: (1) contatar uma matéria-prima com hidrogênio e um catalisador de tratamento hídrico, e reagir sob as condições de uma pressão parcial de hidrogênio entre 3,0 MPa e 20,0 MPa, uma temperatura de reação entre 300°C e 450°C, uma proporção de volume de hidrogênio/óleo entre 300 e 2000 em volume, e uma velocidade espacial horária liquida (LHSV) entre 0,1 h-1 e 3,0 h-1, e em seguida o efluente da reação é separado para serem obtidos H2, CH4, C20-C40 com tratamento hídrico, nafta com tratamento hídrico, e produto com tratamento hídrico, com hidrogênio sendo reciclado para ser utilizado; (2) o produto do tratamento hídrico da etapa (1) é alimentado com um catalisador de craqueamento catalítico de acordo com o processo, como definido em qualquer uma das reivindicações 1 a 19, sendo que o catalisador gasto é separado a partir do vapor do produto da reação, o catalisador retorna para toda ou para uma parte das zonas de reação da etapa (2) depois de ser extraído e regenerado e o vapor do produto da reação sendo separado para serem obtidos H2, CH4, C2=-C3= de craqueamento catalítico, C20-C30 de craqueamento catalítico, C4-C5 de craqueamento catalítico, nafta de craqueamento catalítico, LCO e óleo reciclado pesado (HCO), em que o C2=-C3= é uma parte dos produtos desejados e o C4-C5, é reciclado de volta para o reator de craqueamento catalítico; (3) o C20-C40 com tratamento hídrico e a nafta hidrogenada da etapa (1) e o C20-C30 de craqueamento catalítico, da etapa (2) entram em contato com vapor de água sob uma temperatura entre 700°C e 1000°C e o vapor do produto da reação é separado para serem obtidos os H2, CH4, C2=-C3= de craqueamento com vapor de água, C20-C30 de craqueamento com vapor e água, C4-C5 de craqueamento com vapor de água, nafta de craqueamento com vapor de água e óleo combustível, em que o C2=-C3= de craqueamento com vapor de água é uma parte dos produtos desejados e o C4-C5 de craqueamento com vapor de água, é reciclado para o reator de craqueamento catalítico; (4) a nafta de craqueamento catalítico da etapa (2) e a nafta de craqueamento com vapor de água da etapa (3) são alimentadas primeiro para hidrogenação seletiva, e, em seguida, alimentadas para extração do solvente para serem obtidos os aromáticos e o refinado da extração, em que os aromáticos são uma parte dos produtos desejados e o refinado da extração retorna para a etapa (3) como uma das matérias-primas para o craqueamento com vapor.

22. Processo, de acordo com a reivindicação 20 ou 21, caracterizado pelo fato de que o catalisador de tratamento hídrico referido na etapa (1) é um catalisador de um metal não-nobre do grupo VIB e/ou do Grupo VIII, sustentado sobre alumina e/ou sílica-alumina amorfa.

23. Processo, de acordo com a reivindicação 22, caracterizado pelo fato de que o referido metal não-nobre do Grupo VIB é selecionado a partir de Mo e/ou W e aquele do Grupo VIII é selecionado a partir de Co e/ou Ni.

24. Processo, de acordo com a reivindicação 21, caracterizado pelo fato de que as condições para o craqueamento com vapor de água na etapa (3) são uma temperatura entre 700°C e 1000° C, tempo de permanência 0,05 segundo a 0,6 segundo, e proporção de vapor de água para óleo de 0,1 a 1,0 em peso.

25. Processo, de acordo com a reivindicação 21, caracterizado pelo fato de que as condições para a hidrogenação seletiva da etapa (4) são uma pressão parcial de hidrogênio entre 1,2 MPa e 8,0 MPa, uma temperatura de reação entre 150°C e 300°C, uma proporção de hidrogênio para o óleo de 150 e 600 em volume, e uma LHSV entre 1 h-1 e 20 h-1.

26. Processo, de acordo com a reivindicação 21, caracterizado pelo fato de que o solvente referido na etapa (4) é um solvente selecionado a partir do grupo que consiste em sulfolano, N- metil pirrolidona, dietil glicol éter, trietil glicol éter, álcool tetraetílico, sulfóxido de dimetila e N-formil morfolino, e misturas dos mesmos.

27. Processo, de acordo com a reivindicação 21, caracterizado pelo fato de que a temperatura à extração do solvente na etapa (4) é de 80°C a 120°C, e a proporção de solvente à alimentação para extração é de 2 a 6 em volume.