BRPI0610750A2 - processo para a conversão de uma carga de alimentação de hidrocarboneto - Google Patents

Abstract

PROCESSO PARA A CONVERSãO DE UMA CARGA DE ALIMENTAçãO DE HIDROCARBONETO Um processo para a conversão de uma carga de alimentação de hidrocarboneto (a) para produzir olefinas, compostos aromáticos e um teor de enxofre ultra baixo, em que a carga de alimentação de hidrocarboneto é reagida em uma zona de craqueamento catalítico fluida (FCC) (2) de modo a produzir olefinas e óleo de ciclo leve. O efluente a partir da FCC (2) é, de modo preferido, separado (4) de modo a produzir uma corrente, que compreende etileno e propileno (7), uma corrente compreendendo olefinas de ponto de ebulição mais alto (13) e óleo de ciclo leve (24). A corrente contendo as olefinas de ponto de ebulição mais alto (13) é craqueada (14) demodo a prover etileno e propileno adicional (15). O óleo de ciclo leve (24) é hidrocraqueado, de modo seletivo (35), para produzir os compostosaromáticos (26) e diesel com teor de enxofre ultra baixo (50).

Description

"PROCESSO PARA A CONVERSÃO DE UMA CARGA DEALIMENTAÇÃO DE fflDROCARBONETO"

FUNDAMENTOS DA INVENÇÃO

A presente invenção refere-se a um processo de craqueamentocatalítico fluido integrado (FCC) para a conversão de uma carga dealimentação de hidrocarboneto, de modo a produzir olefinas de baixo pesomolecular, compostos aromáticos e diesel com teor de enxofre ultra baixo.

Olefinas leves ou de baixo peso molecular, tais que etileno epropileno, por exemplo, servem para alimentações para a produção deplásticos e para a produção de substâncias petroquímicas, que servem comoalimentações para a produção de plásticos. A demanda quanto a olefinas levestem crescido, de modo constante, e deverá continuar a aumentar de mododramático. As olefinas leves tem sido tradicionalmente produzidas através doprocesso de craqueamento a vapor ou catalítico. A desidrogenação de parafinaé uma fonte alternativa de olefinas leves. No entanto, a demanda quanto aolefinas leves está ultrapassando a capacidade de fontes tradicionais deolefinas leves.

Foi reconhecido que, devido a questões ambientais, e a regrase regulamentos recentemente estabelecidos, os produtos vedáveis precisamsatisfazer a menos e a limites inferiores no que se refere a substânciascontaminantes, tais que enxofre e nitrogênio. Recentemente, novosregulamentos requerem, de modo essencial, a remoção completa de enxofre apartir de hidrocarbonetos líquidos, que são usados em combustíveis detransporte, tais que gasolina e diesel.

Compostos aromáticos, tais que benzeno, tolueno e xileno, sãocomponentes petroquímicos valiosos. Os isômeros de xileno são produzidosem grande volumes a partir de petróleo como cargas de alimentação para umavariedade de importantes substâncias químicas industriais. O mais importantedos isômeros de xileno é paraxileno, a carga de alimentação principal parapoliéster, que continua a desfrutar de uma alta taxa de crescimento a partir deuma demanda de base ampla. O ortoxileno é usado para produzir o anidridoitálico. Metaxileno é usado em produtos tais que plastificantes, corantes azo econservantes de madeira. Nem os xilenos, nem benzeno são produzidos apartir de petróleo através da reforma de nafta em volume suficiente parasatisfazer à demanda e à conversão de outros hidrocarbonetos é necessária, demodo a aumentar o rendimento de compostos aromáticos, que incluemxilenos e benzeno.

A US 4.127.471 expõe um processo para um material de cargade hidrocraqueamento, em condições de hidrocraqueamento brandas.

O propileno é produzido, de modo convencional, através deprocessos de FCC, processos de desidrogenação e, de modo predominante, apartir de processos de craqueamento a vapor. A demanda quanto a propileno éprojetada para começar a exceder o suprimento. As unidades de FCC estãopreenchendo alguma desta demanda de crescimento quanto a propileno. Demodo típico, no entanto, as unidades de FCC produzem apenas 5 por cento,em peso, de propileno. Em conseqüência disto, são necessárias modificaçõesem unidades de FCC, que possam aumentar a produção de propileno. Umapatente representativa, que descreve tais processos de FCC modificados é a US 6.538.169.

Etileno e propileno são olefinas particularmente desejáveis,mas foi verificado que os seus rendimentos são reduzidos através da produçãode hidrocarbonetos de peso médio, tais que olefinas C4 a Cs, assim como decomponentes mais pesados. A US 5.914. 433 propõe o craqueamento deolefina de peso médio por meio de um catalisador, em fase de vapor, de modoa aumentar o rendimento total de olefinas leves.

SUMÁRIO DA INVENÇÃO

A presente invenção consiste em um processo para aconversão de uma carga de alimentação de hidrocarboneto para produzirolefinas, compostos aromáticos e diesel com baixo teor de enxofre, em que acarga de alimentação de hidrocarboneto é reagida em uma zona decraqueamento catalítico fluido (FCC) de modo a produzir olefinas e óleo deciclo leve. O efluente a partir de FCC é separado, de modo preferido, paraproduzir uma corrente, que compreende etileno e propileno, uma corrente quecompreende olefinas de ponto de ebulição mais alto e óleo de ciclo leve(LCO). A corrente contendo as olefinas de ponto de ebulição mais alto écraqueada de modo a prover etileno e propileno adicionais. O LCO éhidrocraqueado, de modo seletivo, para produzir compostos aromáticos ediesel de teor de enxofre ultra baixo.

BREVE DESCRIÇÃO DO DESENHO

O desenho consiste em um fluxograma de processosimplificado de uma modalidade preferida da presente invenção. O desenhoacima descrito tem a intenção de ser esquematicamente ilustrativo da presenteinvenção e não constitui uma limitação da mesma.

DESCRIÇÃO DETALHADA DA INVENÇÃO

De acordo com a presente invenção, uma carga de alimentaçãode hidrocarboneto adequada pode ser selecionada a partir do grupo, queconsiste de óleo de gás, gasóleo a vácuo e resíduo atmosférico. A carga dealimentação selecionada é introduzida em uma zona de craqueamentocatalítico fluido e colocada em contato com um catalisador composto decatalisador em partículas finamente dividido. A reação da carga dealimentação na presença de catalisador é efetuada na presença de adição dehidrogênio ou do consumo líquido de hidrogênio. A medida em que a reaçãode craqueamento prossegue, quantidade substanciais de coque são depositadassobre o catalisador. O catalisador é regenerado em altas temperaturas atravésda queima de coque do catalisador em uma zona de regeneração. Ocatalisador contendo coque, aqui referido como a "catalisador coqueificado" étransportado, de modo contínuo, a partir da zona de reação para a zona deregeneração a ser regenerada e substituído pelo catalisador regenerado isentode coque a partir das zonas de regeneração. A fluidização das partículas decatalisador por várias correntes gasosas permite o transporte do catalisadorentre a zona de reação e a zona de regeneração. Métodos para o craqueamentode hidrocarbonetos em uma corrente fluidizada e catalisador, transporte docatalisador entre as zonas de reação e de regeneração, e combustão do coqueno regenerador são bem conhecidos por aqueles versados na arte de processosde FCC. Embora qualquer tipo de processo de FCC possa ser usado napresente invenção, uma modalidade preferida utiliza um processo de FCC,que é modificado de modo a produzir rendimentos maiores de olefinas leves;de modo particular, etileno, propileno e butileno, com menos produção de gásseco, isto é, hidrogênio, metano e etano em conversão relativamente elevada.

Esta modalidade preferida compreende colocar em contato a corrente dealimentação de hidrocarboneto com uma composição de catalisador, queinclui pelo menos 1 por cento, em peso, de um zeólito, não tendo mais do queum tamanho de poro médio e pelo menos 0,1 por cento, em peso, de coque. Ocontato ocorre, de modo preferido, em um reator único, durante não mais doque 2 segundos, em uma pressão parcial de hidrocarboneto de não mais doque 172 kPa.

Em uma modalidade mais preferida, a corrente de alimentaçãode hidrocarboneto é colocada em contato com uma mistura de catalisadorcoqueificado e regenerado, tendo uma composição, que inclui, pelo menos, 1por cento, em peso, de um zeólito, e não tendo mais do que um tamanho deporo médio.

De acordo com a modalidade de FCC preferida, o catalisadorcompreende dois componentes, que podem ou não estar na mesma matriz. Osdois componentes são circulados através da totalidade do sistema. O primeirocomponente pode incluir qualquer dos catalisadores bem conhecidos, que sãousados na arte do craqueamento catalítico fluidizado, tal que como umcatalisador do tipo argila amorfo ativo e/ou uma peneira molecular cristalina,de alta atividade. Os catalisadores de peneira molecular cristalina sãopreferidos em relação a catalisadores amorfos devido à sua seletividadebastante aperfeiçoada para produtos desejados. Zeólitos são as peneirasmoleculares mais comumente suadas em processos de FCC. De modopreferido, o primeiro componente do catalisador compreende um zeólito detamanho de poro grande, tal que um zeólito tipo Y, um material de aluminaativo, um material aglutinante, que compreende ou sílica ou alumina e umacarga inerte, tal que caulim.

As peneiras moleculares zeolíticas apropriadas para o primeirocomponente do catalisador devem ter um tamanho de poro médio grande. Demodo típico, peneiras moleculares com um tamanho de poro grande possuemporos com aberturas de mais do que 0,7 nm em diâmetro efetivo definido poranéis de mais do que 10 e, de modo típico, 12 membros. Os índices detamanho de poro de poros grandes estão acima de 31. Componentes de zeólitode tamanho de poro adequado incluem os zeólitos sintéticos, tais que oszeólitos do tipo X e do tipo Y, tais que mordenita e fausajita. Os zeólitos Ycom baixo teor de terras raras são preferidos no primeiro componente docatalisador. O baixo teor de terras raras denota menos do que ou igual a 1, 0%, em peso, de óxido de terras raras na porção de zeólito do catalisador. Ocatalisador Octacat™, produzido por W. R. Grace & Co., é um catalisador dezeólito Y com baixo teor de terras raras.

O segundo componente do catalisador compreende umcatalisador contendo um catalisador de zeólito de poro médio ou menor,exemplificado por ZSM -5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM- 23, ZSM- 35, ZSM- 38,ZSM- 48, e outros materiais similares. A U.S. 3.702. 886 descreve o ZSM- 5.Outros zeólitos de poro médio ou menor adequados incluem ferrierita,erionita, e ST-5, desenvolvidos por Petroleos de Venezuela, S. A. O segundocomponente do catalisador dispersa, de modo preferido, o zeólito de poromédio ou menos em uma matriz, que compreende um material aglutinante, talque sílica ou alumina e um material de carga inerte, tal que caulim. O segundocomponente pode também compreender algum outro material ativo, tal que ozeólito Beta. Estas composições de catalisador possuem um teor de zeólitocristalino de 10 a 25%, em peso, ou mais e um teor de material de matriz de75 a 90%, em peso. Catalisadores contendo 25%, em peso, de material dezeólito cristalino são preferidos. Catalisadores com um teor de zeólitocristalino maior podem ser usados, contanto que eles apresentem resistênciaao atrito satisfatória. Zeólitos de poro médio ou menos são caracterizados pelofato de possuir um diâmetro de abertura de poro efetivo d e menos do que ouigual a 0,7 m, anéis de 10 ou menos membros, e um índice de Tamanho dePoro inferior a 31.

A composição de catalisador total deve conter de 1 a 10%, empeso, de zeólito com tamanho de poro de médio a pequeno, com mais do queou igual a 1,75%, em peso, sendo preferidos. Quando o segundo componentedo catalisador contém 25%, em peso, de zeólito cristalino, a composição docatalisador total contém de 4 a 40%, em peso, do segundo componente decatalisador com um teor preferido de mais do que, ou igual a 7%, em peso.Zeólitos do tipo ZSM -5 e ST-5 são particularmente preferidos, pois a sua altaresistividade a coque tenderá a preservar os sítios de craqueamento ativos àmedida em que a composição de catalisador efetua passes múltiplos atravésdo elevador, deste modo mantendo a atividade total. O primeiro componentedo catalisador irá compreender o equilíbrio da composição de catalisador. Asproporções relativas do primeiro e do segundo componentes na composiçãode catalisador não irão variar, de modo substancial, através de toda a unidadede FCC.

A alta concentração do zeólito de poro médio ou menor nosegundo componente da composição de catalisador aperfeiçoa a seletividadepara olefinas leves através do craqueamento adicional das moléculas na faixade nafta mais leve. Mas, ao mesmo tempo, a concentração menor resultantedo primeiro componente do catalisador, exibe ainda atividade suficiente paramanter a conversão das moléculas de alimentação mais pesadas em um níquelrazoavelmente adequado.

Cargas de alimentação de FCC, adequadas para oprocessamento através do método desta invenção, incluem alimentações deFCC convencionais e alimentações de ponto de ebulição mais alto ouresiduais. A mais comum das alimentações convencionais é um gasóleo avácuo, que é, de modo típico, um material de hidrocarboneto tendo uma faixade ebulição de a partir de 343°C a 552°C, e que é preparado através defracionamento a vácuo do resíduo atmosférico. Alimentações pesadas ouresiduais, isto é, apresentando um ponto de ebulição acima de 499°C, sãotambém adequadas. O processo de FCC da presente invenção é maisadequado para cargas de alimentação, que são mais pesadas do que oshidrocarbonetos na faixa de nafta, apresentando um ponto de ebulição acimade 177°C.

Uma modalidade da presente invenção consiste em que otempo de residência para a alimentação no contato com o catalisador em umelevador seja inferior ou igual a 2 segundos. Qualquer tempo de residência emenos do que ou igual a 2 segundos pode ser preferido, dependendo dadistribuição de produto desejada. O período de tempo de residência mais curtoassegura que os produtos desejados, olefinas leves em um caso, uma vezobtidos, não sejam convertidos a produtos indesejáveis. Deste modo, odiâmetro e a altura do elevador podem ser variados, de modo a que sejaobtido o período de tempo de residência adequado.

O elevador opera, de modo típico, com condições de fasediluídas acima do ponto de injeção da alimentação, em que a densidade é, demodo usual, inferior a 320 kg/m3 e, de modo mais típico, inferior a 160 kg/m3.A alimentação é introduzida no interior do elevador e a expansão volumétricaresultante da rápida vaporização da alimentação à medida em que ele éintroduzida no elevador diminui ainda mais a densidade do catalisador nointerior do elevador, de modo típico a menos do que 160 k/m3. Antes decontatar o catalisador, a alimentação deverá apresentar, de modo ordinário,uma temperatura nem uma faixa de a partir de 149°C a 316°C. Quantidadeadicionais de alimentação podem ser adicionadas a jusante do ponto dealimentação inicial.

O catalisador misturado e os vapores de alimentação reagidossão então descarregados a partir do topo do elevador e separados em umacorrente de vapor do produto craqueada, incluindo olefinas e uma coleção departículas de catalisador, cobertas com quantidades substancial de coque e, demodo geral, referidas como "catalisador coqueificado". Em um esforço paraminimizar o período de tempo de contato da alimentação e do catalisador, oque pode promover a conversão adicional dos produtos desejáveis para outrosprodutos indesejáveis, esta modalidade pode utilizar qualquer arranjo deseparadores, de modo a remover o catalisador coqueificado a partir dacorrente do produto de modo rápido. Em particular, um arranjo de braçooscilante, provido no final do elevador, pode ainda aumentar a separação dehidrocarboneto craqueado e de catalisador inicial, através de que sejaconferida uma velocidade tangencial ao catalisador que egressa e à mistura decorrente de vapor do produto craqueado. Tais arranjos de braço oscilanteestão localizados na porão superior de uma câmara, e uma zona de extraçãoestá situada na porção inferior da câmara. O catalisador separado pelo arranjodo braço oscilante cai para baixo, ao interior de uma zona de extração. Acorrente de vapor do produto craqueado, que compreende hidrocarbonetoscraqueados incluindo olefinas leves, e algum catalisador deixa a câmaraatravés de um conduto em comunicação com ciclones. Os ciclones removemas partículas de catalisador remanescentes a partir da corrente de vapor doproduto, de modo a reduzir as concentrações de partícula a níveis muitobaixos. A corrente de vapor do produto deixa então o topo de um vaso deseparação. O catalisador separado pelos ciclones retorna ao vaso de separaçãoatravés de pernas de imersão ao interior de um leito denso, onde ele irá serintroduzido ao interior da zona de extração. A zona de extração remove entãoos hidrocarbonetos adsorvidos a partir da superfície do catalisador, através docontato em contracorrente com o vapor.

A presente modalidade recicla uma primeira porção docatalisador coqueificado ao interior do elevador, sem que se proceda anenhuma regeneração. Uma segunda porção do catalisador coqueificado éregenerada em um regenerador, antes que ela seja fornecida ao elevador. Aprimeira e a segunda porções do catalisador podem ser misturadas em umvaso de mistura, antes da introdução no elevador. A porção de catalisadorreciclada pode ser retirada a partir da zona de extração para a transferência aovaso de mistura. O conduto de reciclo transfere a primeira porção decatalisador coqueificada extraída dos vapores de hidrocarboneto que saem dazona de extração de volta ao vaso de mistura, como a porção de catalisadorreciclada, em uma taxa regulada através de uma válvula de controle. Asegunda porção do catalisador coqueificada, extraída, é transportada aointerior da zona de regeneração através de um conduto de catalisadorcoqueificado, em uma taxa regulada através de uma válvula de controle para aremoção do coque.

Sobre o lado de regeneração do processo, o catalisadorcoqueificado, transferido ao regenerador, é submetido à combustão típica docoque, a partir da superfície das partículas de catalisador, através do contatocom um gás contendo oxigênio. O gás contendo oxigênio é introduzido nofundo do regenerador através de uma entrada e passa através de um leito defluidização denso de catalisador. O gás de combustão, que consisteprimariamente de CO2, e talvez contendo CO, passa para cima a partir do leitodenso, ao interior de uma fase diluída do regenerador. Um separador, tal queciclones ou outros meios, remove as partículas de catalisador arrastadas apartir do gás de combustão ascendente, antes que o gás de combustão deixe ovaso através de uma saída. A combustão de coque a partir das partículas decatalisador eleva as temperaturas do catalisador, que é retirado através de umatubulação associada ao regenerador.

A tubulação associada ao regenerador passa o catalisadorregenerado a partir do regenerador ao interior do vaso de mistura, em umataxa regulada por uma válvula de controle, onde ela é misturada com ocatalisador reciclado a partir do vaso de separação, através de um conduto dereciclo. O gás de fluidização passado ao interior do vaso de mistura entra emcontato com o catalisador e mantém o catalisador em um estado fluidizado, demodo a misturar o catalisador reciclado e o catalisador regenerado.

O catalisador regenerado, que está relativamente quente, éresfriado pelo catalisador coqueificado, não-regenerado, que estárelativamente frio, de modo a reduzir a temperatura do catalisador regeneradoem de 28° a 83°C, dependendo da temperatura do regenerador e da taxa dereciclo do catalisador coqueificado. A redução do contato alimentação- a -catalisador resulta em um rendimento de olefina leve e em um rendimento degás seco diminuído.

A quantidade de catalisador misturado, que é colocada emcontato com a alimentação, irá variar, dependendo da temperatura docatalisador regenerado e da razão de catalisador reciclado para regenerado,compreendendo a mistura de catalisador. O termo "catalisador misturado"refere-se à quantidade total de sólidos, que são colocados em contato com aalimentação, e que incluem tanto o catalisador regenerado a partir doregenerador, como a porção de catalisador reciclada a partir do lado do reatordo processo. De modo geral, o catalisador misturado a ser alimentado deveráestar em uma razão de 10 para 50. De modo preferido, o catalisador misturadoà alimentação deverá estar em uma razão de 10 para 30 e, de modo maispreferido, em uma razão de 15 para 25. A alta razão de catalisador- para-alimentação irá operar de modo a maximizar a conversão, o que tende afavorecer a produção de olefina leve.

Embora tenha sido bem estabelecido dentro da arte de FCCque o aumento das razões de catalisador- para- alimentação aumente aconversão, as razões de catalisador- para- alimentação não podem serfacilmente aumentadas, pois esta razão não é uma variável independente emunidades de FCC convencionais. De modo preferido, a razão de catalisadorpara alimentação depende das limitações de equilíbrio térmico da unidade.

Em conseqüência disto, apenas são observadas, de modo típico, razões decatalisador relativamente baixas, de 4 para 10. Um meio de aumentar a razãode catalisador para alimentação dentro do elevador é reciclar o catalisadorcoqueificado, junto com o catalisador regenerado de volta ao elevador, porqueisto evita as limitações de equilíbrio térmico. Um tal meio de aumentar asrazões de catalisador- para - alimentação, no entanto, não é esperado quepossa manter altas atividades de catalisador, devido à desativação de coque docatalisador. Foi descoberto que misturas de catalisador coqueificado eregenerado possuem atividade comparável àquela do catalisador regenerado.

Em conseqüência disto, o reciclo do catalisador coqueificado pode serutilizado, de modo efetivo, para aumentar as razões de catalisador- para-alimentação no elevador, deste modo permitindo a operação em períodos detempo de catalisador- para - alimentação muito curtos, com o catalisador quefoi pesadamente diluído com o catalisador contendo zeólito de poro médio apequeno, ao mesmo tempo em que são mantidas altas conversões. Amaximização da conversão é particularmente importante, de modo amaximizar os rendimentos de olefinas leve chaves. A composição decatalisador com uma concentração relativamente baixa do primeirocomponente de catalisador e uma concentração relativamente alta do segundocomponente de catalisador e exibe ainda conversão aperfeiçoada eseletividade para olefinas leves, mesmo quando uma porção da composiçãode catalisador é coqueificada e quando o tempo de residência no elevador émuito curto.

De modo ordinário, a razão de catalisador reciclado paracatalisador regenerado, que é introduzido na zona de mistura, estará em umaampla faixa de a partir de 0,1 a 5,0 e, de modo mais típico, em uma faixa de apartir de 0,3 a 3,0. De modo preferido, o catalisador misturado irácompreender uma razão de 1:1 de catalisador reciclado para catalisadorregenerado. A quantidade de coque na porção de catalisador reciclada, queretorna ao vaso de mistura, irá variar dependendo do número de vezes que apartícula de catalisador foi reciclada através do elevador. Uma vez que aseparação das partículas de catalisador fora do elevador é aleatória, o teor decoque das partículas que deixam o elevador será normalmente distribuído,variando entre o teor de coque de uma partícula que passa através do elevadorapenas uma vez e o teor de coque de uma partícula que passou através doelevador muitas vezes. No entanto, a porção de catalisador coqueificada, queé introduzida na zona de regeneração, assim como da porção de catalisadorreciclada, poderia estar em uma faixa a partir de uma concentração de coquemédia de entre 0,3 a 1,1 %, em peso. A faixa preferida de concentração decoque média é de 0,5 a 1,0%, em peso. Além disso, a composição decatalisador misturada irá conter, pelo menos, 0,1 %, em peso, de coque, antesde ser colocada em contato com a alimentação. Quando é usado o vaso demistura, a mistura das porções de catalisador deve ocorrer durante um períodode tempo suficiente para que seja alcançado, de modo substancial, o equilíbriotérmico. Outros detalhes concernentes às condições no vaso de mistura sãofornecidas na US 5.597.537.

O catalisador regenerado a partir da tubulação associada aoregenerador deverá, de modo usual, ter uma temperatura em uma faixa de677°C a 760°C e, de modo mais típico, em uma faixa de 600°C a 760°C. Atemperatura da porção de catalisador reciclada deverá estar, de modo usual,em uma faixa de 5IO0C a 6210C. As proporções relativas do catalisadorreciclado e regenerado irão determinar a temperatura da mistura de catalisadormisturado, que é introduzida no elevador. A mistura de catalisador misturadadeverá estar, de modo usual, em uma faixa de 593°C a 704°C e, de modo maispreferido em 649°C.

A baixa pressão parcial de hidrocarboneto opera de modo afavorecer a produção de olefinas leves. Deste modo, a pressão do elevador éajustada em de 72 a 241 kPa, com uma pressão parcial de hidrocarboneto de35 a 172 kPa, com uma pressão parcial de hidrocarboneto preferida de 69 a138 kPa. Esta pressão relativamente baixa para hidrocarboneto é alcançadaatravés do uso de vapor como um diluente, na extensão em que o diluenteconstitui de 10 a 55%, em peso, da alimentação, e, de modo preferido, 15%,em peso, da alimentação. Outros diluentes, tais que gás seco, podem serusados de modo a alcançar pressões parciais de hidrocarboneto equivalentes.

A temperatura da corrente craqueada na saída do elevadordeverá ser de 5IO0C a 6210C. No entanto, temperaturas de saída do elevadoracima de 566°C produzem mais gás seco e um pouco mais de olefinas. Poroutro lado, temperaturas de saída do elevador abaixo de 566°C produzemmenos etileno e propileno. Deste modo, uma temperatura em torno de 566°Cparece ser ótima e preferida.

A corrente vaporosa resultante a partir da zona de reação deFCC é separada através de fracionamento convencional e de sistemas deconcentração de gás, de modo a produzir uma corrente de gás combustívelcontendo hidrogênio e metanol, uma corrente de hidrocarboneto levecontendo etileno e propileno, uma corrente de hidrocarboneto média ouintermediária contendo olefinas C4-C7, uma corrente de nafta e uma correntede óleo de reciclo leve. A corrente de hidrocarboneto leve contendo etileno epropileno é, de modo preferido, separada a partir de alcanos em uma unidadede separação convencional, de modo a produzir uma corrente de produto deetileno e uma corrente de produto de propileno.

De modo a maximizar a produção de etileno e propileno, acorrente de hidrocarboneto média contendo olefinas C4-C7 é reagida em umazona de craqueamento de olefina, de modo a produzir olefinas leves C2-C3.Catalisadores adequados para o craqueamento de olefina compreendem umsilicato cristalino da família MFI, que pode ser um zeólito, um silicato ouqualquer outro silicato naquela família ou na família MEL, que pode ser umzeólito ou qualquer outro silicato naquela família. Exemplos de silicatos deMFI são ZSM-5 e Silicalita. Um exemplo de um zeólito MEL é ZSM- 11, queé conhecido na arte. Outros exemplos são Boralite D e silicalita- 2, conformedescrito pela International Zeolite Association (ATLAS OF ZEOLITESTRUCTURE TYPES, 1987, Butterworths). Os silicatos cristalinospreferidos possuem poros ou canais definidos por dez anéis de oxigênio e umaalta razão atômica de silício/alumínio.

O catalisador de silicato cristalino possui propriedadesestruturais e químicas e é empregado sob condições de reação particulares, emque o craqueamento catalítico das olefinas C4-C7 ocorre de modo imediato.Diferentes vias de reação podem ocorrer no catalisador. Condições deprocesso de craqueamento de olefina adequadas incluem uma temperatura deentrada de a partir de 400°C a 600°C, de modo preferido de 520°C a 600°C, ede modo mais preferido de 540°C a 580°C, e uma pressão parcial de olefinade 10 a 202 kPa, de modo preferido de 50 a 152 kPa. O craqueamentocatalítico olefínico pode ser entendido com compreendendo um processo quefornecer moléculas mais curtas através de ruptura de ligação e é, de modomais preferido, conduzido na fase de vapor.

Um catalisador de silicato cristalino, que possui uma alta razãode silício/alumínio, pode alcançar uma conversão de olefina estável, com umalto rendimento de propileno, em uma base de olefina de a partir de 20 a 50%,em peso, com cargas de alimentação olefínicas. O catalisador MFI tendo umaalta razão atômica de silício/alumínio para o uso no processo decraqueamento de olefina catalítico pode ser manufaturado através da remoçãode alumínio a partir de um silicato cristalino comercialmente disponível.

Silicalita comercialmente disponível típico possui uma razão atômica desilício/alumínio de cerca de 120. O silicato cristalino MFI comercialmentedisponível pode ser modificado através de um processo de vaporização, quereduz o alumínio tetraédrico na estrutura do silicato cristalino e converte osátomos de alumínio no alumínio octaédrico, sob a forma de alumina amorfa.

Embora, no estágio de formação de vapor, os átomos de alumínio sejamquimicamente removidos a partir da estrutura do silicato cristalino paraformar partículas de alumina, aquelas partículas causam a obstrução parcialdos poros ou canais na treliça. Isto inibe o processo de craqueamento deolefina. Deste modo, seguindo-se ao estágio de formação de vapor, o silicatocristalino é submetido a um estágio de extração, em que a alumina amorfa éremovida a partir dos poros e o volume do microporo é, de modo pelo menosparcial, recuperado. A remoção física, através de um estágio de lixiviação, daalumina amorfa a partir dos poros através da formação de um complexo dealumínio solúvel em água, proporciona o efeito total de desaluminação dosilicato cristalino MFI. Deste modo, através da remoção do alumínio e partirda estrutura do silicato cristalino MFI e então remoção da alumina forma apartir dos mesmos a partir dos poros, o processo objetiva alcançar umadesaluminação substancialmente homogênea através das superfícies do porototal do catalisador. Isto reduz a acidez do catalisador, e reduz, deste modo, aocorrência de reações de transferência de hidrogênio no processo decraqueamento. A redução da acidez ocorre, de modo ideal, de formasubstancialmente homogênea através de todos os poros definidos na estruturade silicato cristalino. Isto se deve ao fato de que, no processo decraqueamento de olefina, as espécies podem penetrar profundamente aointerior dos poros. Deste modo, a redução da acidez e, deste modo, a reduçãonas reações de transferência de hidrogênio, iria reduzir a estabilidade docatalisador MFI são procedidas através de toda a estrutura de poro naestrutura. A razão de silício//alumínio da estrutura pode ser aumentada atravésdeste processo a um valor de pelo menos 180, de modo preferido de 180 a1000, de modo mais preferido de pelo menos 200, de modo ainda maispreferido de pelo menos 300, e, de modo mais preferido, de cerca de 480.

O catalisador de silicato cristalino MEL ou MFI pode sermisturado com um aglutinante, de modo preferido um aglutinante inorgânico,e configurado a uma forma desejada, por exemplo, de pelotas extrusadas. Oaglutinante é selecionado de modo a que seja resistente à temperatura e aoutras condições empregadas no processo de manufatura de catalisador e noprocesso de craqueamento catalítico subseqüente para as olefinas. Oaglutinante é um material inorgânico, selecionado a partir de argilas, sílica,óxidos metálicos, tais que ZrC>2 e/ou metais, ou géis, incluindo misturas desílica e de óxidos metálicos. O aglutinante é, de modo preferido, isento dealumina, embora o alumínio em certos compostos químicos, tais que emAIPO4 possa ser usado como o último, sendo inerte e não possuindo naturezaácida. Se o aglutinante, que é usado em conjunção com o silicato cristalinofor, em si mesmo, cataliticamente ativo, este pode alterar a conversão e/ouseletividade do catalisador. Materiais inativos para o aglutinante podem, demodo adequado, servir como diluentes, de modo a controlar a quantidade deconversão, de tal modo que possam ser obtidos produtos de forma econômicae ordeira, sem que sejam empregados outros meios para o controle da taxa dereação. É desejável prover um catalisador tendo uma boa resistência aoamassamento, de modo a evitar a ruptura do catalisador sob a forma demateriais pulverizados durante o uso. Tais aglutinantes de óxido ou argila têmsido normalmente empregados para o propósito de aperfeiçoar a resistência aoesmagamento do catalisador. Um aglutinante particularmente preferido para ocatalisador da presente invenção compreende sílica ou AIPO4.

As proporções relativas do material de silicato cristalinofinamente dividido e da matriz de óxido inorgânico do aglutinante podemvariar amplamente. De modo típico, o teor de aglutinante está em uma faixade 5 a 95%, em peso, de modo mais típico de 20 a 50%, em peso, com baseno peso do catalisador compósito. Uma tal mistura de silicato cristalino e deaglutinante de óxido inorgânico é referida como a um silicato cristalinoformulado.

Quando da mistura do catalisador com um aglutinante, ocatalisador pode ser formulado sob a forma de pelotas, esferas, extrusado soboutras formas, ou moldado como um pó secado por pulverização. No processode craqueamento catalítico, são selecionadas condições de processo, de modoa prover uma alta seletividade em relação a propileno ou etileno, conformedesejado, uma conversão de olefina estável ao longo do tempo, e umadistribuição do produto olefínico estável no efluente. Tais objetivos sãofavorecidos através do uso de uma baixa densidade de ácido no catalisador(isto é, uma elevada razão de Si/Al), em conjunção com uma baixa pressão,uma elevada temperatura de entrada, e um curto período de tempo de contato,todos os quais parâmetros do processo estão interrelacionados, eproporcionam um efeito cumulativo geral.

As condições do processo são selecionadas de modo adesfavorecer as reações de transferência de hidrogênio, que conduzem àformação de parafinas, substâncias aromáticas e precursores de coque. Ascondições operacionais do processo empregam, deste modo, uma altavelocidade especial, uma baixa pressão e uma elevada temperatura de reação.

A LHSV está na faixa de 5 a 30 h"1, de modo preferido de 10 a 30 h"1. Apressão parcial de olefina está na faixa de 10 a 202 kPa absolutos, de modopreferido de 50 a 152 kPa absolutos. Uma pressão parcial de olefinaparticularmente preferida é a pressão atmosférica. As cargas de alimentaçãode hidrocarboneto são alimentadas, de modo preferido, em uma pressão deentrada total suficiente para transportar as cargas de alimentação através doreator. As cargas de alimentação de hidrocarboneto podem ser alimentadas deforma diluída ou não- diluída em um gás inerte, por exemplo, nitrogênio ouvapor. A pressão absoluta total no reator está na faixa de 30 a 1013 kPa e é,de modo preferido, atmosférica. O uso de uma baixa pressão parcial deolefina, por exemplo pressão atmosférica, tende a reduzir a incidência dereações de transferência de hidrogênio no processo de craqueamento, o que,por sua vez, reduz o potencial para a formação de coque, o que tende a reduzira estabilidade do catalisador. O craqueamento das olefinas é executado, demodo preferido, em uma temperatura de entrada da carga de alimentação de400°C a 650°C, mais preferivelmente de 450°C a 600°C, e ainda maispreferivelmente de 540°C a 590°C, de modo típico em torno de 560°C a 585°C.

De modo a maximizar a quantidade de etileno e de propileno epara minimizar a produção de metano produzido a partir da corrente dehidrocarboneto média, é desejado minimizar a presença de diolefinas eacetilenos na alimentação de hidrocarboneto média. A conversão de diolefinapara hidrocarbonetos de monoolefina pode ser executada com um catalisadorde hidrogenação seletivo convencional, que compreende um material desuporte de alumina, de modo preferido tendo uma área superficial totalsuperior a 150 m2/g, a maior parte do volume de poro total do catalisadorsendo provido através de poros com diâmetros médios de mais do que 600angstroms, e contendo depósitos superficiais de 1,0 a 25,0 %, em peso, deníquel, e de 0,1 a 1,0 %, em peso, de enxofre, tal como exposto na US4.695.560. Esferas tendo um diâmetro de entre 0,4 e 6,4 mm podem serproduzidas através de gotejamento em óleo de um sol de aluminatransformado em gel. O sol de alumina pode ser formado através da digestãode metal de alumínio com uma solução aquosa de aproximadamente 12 %, empeso, de cloreto de hidrogênio de modo a produzir um sol de cloreto dealumínio. O componente de níquel pode ser adicionado ao catalisador durantea formação de esferas ou através de imersão de esferas de alumina calcinadasem uma solução aquosa de um composto de níquel, seguido por secagem,calcinação, purga e redução. As esferas de alumínio contendo níquel podemser então sulfetadas.

A hidrogenação seletiva é normalmente executada sobcondições de hidrogenação relativamente brandas. As condições irão resultarnormalmente em que os hidrocarbonetos estejam presentes como materiaisem fase líquida. Os reagentes serão normalmente mantidos sob a pressãomínima suficiente para manter os reagentes como hidrocarbonetos em faselíquida, o que permite com que o hidrogênio seja dissolvido na alimentaçãode hidrogenação hidrocarbonácea. Uma ampla faixa de pressões operacionaisadequadas se estende, deste modo, de 376 a 5617 kPa, sendo preferido umapressão de entre 445 e 2169 kPa. Uma temperatura relativamente moderada,de entre 25°C e 350°C deve ser empregada. De modo preferido, a temperaturada zona de hidrogenação é mantida entre 30°C e 200°C. A velocidade espacialhorária líquida dos reagentes através do catalisador de hidrogenação seletivodeve estar acima de 1,0 h"1. De modo preferido, ela está acima de 5,0 e demodo mais preferido está entre 5,0 a 35,0 h"1. A razão de hidrogênio parahidrocarbonetos diolefínicos mantidos dentro da zona de hidrogenação é umavariável importante. A quantidade de hidrogênio requerida para que sejaalcançada uma certa conversão, é tida como sendo dependente tanto datemperatura do reator como do peso molecular dos hidrocarbonetos daalimentação. De modo a evitar uma insaturação indesejável de umaquantidade significativa de hidrocarbonetos monoolefínicos, deve havermenos do que 2 vezes a quantidade de estequiométrica de hidrogêniorequerida para a hidrogenação seletiva dos hidrocarbonetos diolefínicos, queestão presentes na corrente do processo de fase líquida para hidrocarbonetosmonoolefínicos. De modo preferido, a razão molar de hidrogênio parahidrocarbonetos diolefínicos no material que é introduzido no leito decatalisador de hidrogenação seletiva é mantida entre 1:1 e 1,8: 1. Em algunscasos, pode ser desejável operar com uma quantidade inferior à quantidadeestequiometricamente requerida de hidrogênio, com razões molares abaixo de0,75: 1 sendo aceitáveis. O ajuste ótimo de condições irá, naturalmente,variar, dependendo de fatores, tais que a composição da corrente dealimentação e o grau de saturação de hidrocarbonetos olefínicos, que sãodesejados.

O reator de hidrogenação seletivo é, de modo preferido, umleito fixo cilíndrico de catalisador, através do qual os reagentes se movem emuma direção vertical. E preferido que os reagentes possam fluir de modoascendente através do reator, pois isto proporciona uma boa mistura. Ocatalisador de hidrogenação pode estar presente no interior do reator sob aforma de pelotas, esferas, extrusados, grânulos moldados de forma irregular,etc. De modo a empregar o catalisador de hidrogenação, os reagentes devem,de modo preferido, ser levados à temperatura de entrada desejada da zona dereação, misturados com hidrogênio, e então passados ao interior e através doreator. De modo alternativo, os reagentes podem ser misturados com aquantidade desejada de hidrogênio e então aquecidos à temperatura de entradadesejada. Em qualquer dos casos, o efluente do reator de hidrogenação podeser passado ao interior de uma planta de recuperação de hidrogênio para aremoção do hidrogênio residual, antes que se proceda à continuação doprocesso. O hidrogênio pode ser removido através de cintilação da corrente deefluente de hidrogenação a uma pressão inferior ou através da passagem dacorrente de afluente ao interior de uma coluna de extração. Por outro lado,pode não ser necessária a recuperação do hidrogênio residual se aconcentração de hidrogênio residual no efluente de hidrogenação foraceitável. O efluente a partir do reator de hidrogenação seletivo deverá ter, demodo preferido, menos do que 1000 ppm de diolefinas. O reator dehidrogenação seletiva pode ser omitido se a concentração de diolefinas jáestiver abaixo de 100 ppm.

Uma porção de alimentação de craqueamento de olefina,quanto craqueada, será convertida a compostos parafínicos, tais que metano,etano, propano, e hidrocarbonetos mais pesados. A hidrogenação pode ter omesmo efeito. A não ser que pelo menos uma porção destes compostosparafínicos seja removida, eles irão se acumular no sistema. Portanto, umacorrente de dragagem, que compreende C4 e hidrocarbonetos mais pesados, éremovida a partir do processo e usada para combustível da planta oumisturada em outros produtos de hidrocarboneto, tais que gasolina paramotor. Em uma modalidade preferida, a corrente de dragagem, quecompreende C4 e hidrocarbonetos mais pesados, é introduzida ao interior deuma zona de hidrotratamento de nafta convencional. Uma corrente contendoetileno e propileno é removida a partir da zona de craqueamento de olefina e,de modo preferido, passada à zona de separação de olefina leve aqui acimadescrita, de modo a produzir uma corrente de etileno e uma corrente depropileno.

A corrente de nafta contendo hidrocarbonetos na faixa deebulição de gasolina, incluindo compostos aromáticos, que incluem benzeno,tolueno e xilenos, é hidrotratada em uma zona de hidrotratamento de naftaconvencional, de modo a remover o enxofre e o nitrogênio e a saturar oshidrocarbonetos olefínicos pesados. O efluente hidrotratado resultante a partirda zona e hidrotratamento é introduzido em uma zona de extração de solventearomático, de modo a recuperar os compostos aromáticos, que incluembenzeno, tolueno e xilenos, e de modo a produzir uma corrente dehidrocarboneto na faixa de ebulição de nafta, tendo uma concentraçãoreduzida de compostos aromáticos, cuja corrente é adequada para a mistura degasolina.A corrente de óleo de ciclo leve (LCO) a partir da zona deseparação do produto do processo de FCC é primeiramente introduzida emuma zona de reação de desnitrificação e dessulfurização e hidrogênio emcondições de reação de hidrotratamento. As condições de reação dedesnitrificação e dessulfurização preferidas ou as condições de reação dehidrotratamento incluem uma temperatura de a partir de 204°C a 482°C, umapressão de 3,5 MPa a 17,3 MPa, uma velocidade espacial horária líquida dacarga de alimentação hidrocarbonácea fresca de 0,1 h"1 a 10 h"1 com umcatalisador de hidrotratamento ou uma combinação de catalisadores dehidrotratamento.

O termo "hidrotratamento", tal como aqui usado, refere-se aprocessos, em que um gás de tratamento contendo hidrogênio é usado napresença de catalisadores adequados, que são primariamente ativos para aremoção de heteroátomos, tais que enxofre e nitrogênio. Catalisadores dehidrotratamento adequados para o uso na presente invenção são quaisquercatalisadores de hidrotratamento convencionais e incluem aqueles, quecompreendem pelo menos um metal do Grupo VIII, de modo preferido ferro,cobalto e níquel, de modo mais preferido cobalto e/ou níquel e pelo menos ummetal do Grupo VI, de modo preferido molibdênio e tungstênio, sobre ummaterial de suporte com alta área superficial, de modo preferido alumina.Outros catalisadores de hidrotratamento adequados incluem catalisadoreszeolíticos, assim como catalisadores de metal nobre, em que o metal nobre éselecionado a partir de paládio e platina. Está dentro do escopo da presenteinvenção que mais do que um tipo de catalisador de hidrotratamento possa serusado no mesmo vaso de reação. O metal do Grupo VIII está presente, demodo típico, em uma quantidade na faixa de 2 a 20 por cento, em peso, demodo preferido de 4 a 12 por cento, em peso. O metal do Grupo VI estarápresente, de modo típico, em uma quantidade na faixa de 1 a 25 por cento, empeso, de modo preferido de 2 a 25 por cento, em peso. Temperaturas dehidrotratamento típicas estão na faixa de 204°C a 482°C, com pressões nafaixa de 3,5 MPa a 17,3 MPa, de modo preferido de 3,5 MPa a 13,9 MPa.

O efluente resultante a partir da zona de desnitrificação edessulfurização é introduzido ao interior de uma zona de hidrocraqueamento.A zona de hidrocraqueamento pode conter um ou mais leitos do mesmocatalisador ou de catalisadores diferentes. Em uma modalidade, oscatalisadores de hidrocraquemento preferidos utilizam bases amorfas ou basescom baixo nível de zeólito, combinadas com um ou mais componentes dehidrogenação de metal do Grupo VIII ou Grupo IX. Em uma outramodalidade, a zona de hidrocraqueamento contém um catalisador quecompreende, de modo geral, qualquer base de craqueamento de zeólitocristalino, sobre a qual é depositada uma proporção menor de um componentede hidrogenação de metal do Grupo VIII. Os componentes de hidrogenaçãoadicionais podem ser selecionados a partir do Grupo VIB para a incorporaçãocom a base de zeólito. As bases de craqueamento de zeólito são, algumasvezes, referidas na arte como a peneiras moleculares e são, de modo usual,compostas de sílica alumina e de um ou mais cátions que podem ser trocados,tais que sódio, magnésio, cálcio, metais de terras raras, etc. Elas são, de modoadicional, caracterizadas por poros de cristal de diâmetro relativamenteuniforme, de entre 4 a e 14 Angstroms. E preferido empregar zeólitos tendouma razão molar de sílica/alumina de entre 3 e 12. Zeólitos adequados,encontrados na natureza incluem, por exemplo, mordenita, estilbita,heulandita, ferrierita, daquiardita, chabazita, erionita e faujasita. Zeólitossintéticos adequados incluem, por exemplo, os tipos de cristal Β, X, Y e L,por exemplo, fausajita sintética e mordenita. Os zeólitos preferidos sãoaqueles tendo diâmetros de poro de cristal de entre 8-12 Angstroms, em que arazão molar de sílica/alumina é de 4 a 6. Um primeiro exemplo de um zeólito,que recai dentro do grupo preferido, é a peneira molecular Y sintética.

Os zeólitos de ocorrência natural são normalmenteencontrados em uma forma de sódio, em forma de metal alcalino terroso, ouem formas misturas. Os zeólitos sintéticos são quase sempre preparadosprimeiramente sob a forma de sódio. Em qualquer caso, para o uso como umabase de craqueamento, é preferido que a maior parte ou todos os metaismono valentes zeolíticos originais sejam submetidos à troca iônica com ummetal polivalente e/ou com um sal de amônio, seguido pelo aquecimento paradecompor os íons de amônio associados com o zeólito, deixando em seu lugaríons de hidrogênio e/ou sítios de troca, que tenham sido efetivamentedescationizados através da remoção adicional de água. Hidrogênio ou zeólitosY "descationizados" desta natureza são descritos, de modo mais particular, naUS 3.130.006.

Zeólitos de metal- hidrogênio polivalentes mistos podem serpreparados através de troca iônica, primeiramente com um sal de amônio, eentão através de nova troca parcial com um sal de metal polivalente, e entãocalcinação. Em alguns casos, como no caso de mordenita sintética, as formasde hidrogênio podem ser preparadas através de tratamento ácido direto doszeólitos de metal alcalino. As bases de craqueamento preferidas são aquelasque são pelo menos 10 por cento, e de modo preferido pelo menos 20 porcento, deficientes em metal- cátion, com base na capacidade de troca iônicainicial. Uma classe de zeólitos especificamente desejável e estável é aquela,em que pelo menos 20 por cento da capacidade de troca iônica é satisfeitaatravés de íons de hidrogênio.

Os metais ativos empregados nos catalisadores dehidrocraqueamento preferidos da presente invenção como componentes dehidrogenação são aqueles do Grupo VIII, isto é, ferro, cobalto, níquel, rutênio,ródio, paládio, ósmio, irídio e platina. Em adição a estes metais, outrospromotores podem ser também empregados em conjunção com os mesmos,incluindo os metais do grupo VIB, por exemplo molibdênio e tungstênio. Aquantidade de metal de hidrogenação no catalisador pode variar dentro deamplas faixas. Falando de modo genérico, qualquer quantidade entre 0,05 porcento e 30 por cento, em peso, pode ser usada. No caso dos metais nobres, énormalmente preferido usar de 0,05 a 2 por cento, em peso. O métodopreferido para a incorporação do metal de hidrogenação é colocar em contatoo material de base de zeólito com uma solução aquosa de um compostoadequado do metal desejado, em que o metal está presente em uma formacatiônica. Seguindo-se à adição do metal ou metais de hidrogenaçãoselecionados, o pó do catalisador resultante é então filtrado, secado,transformado em pelotas com a adição de lubrificantes, aglutinantes ou ossimilares, se desejado, e calcinados em ar, em temperaturas de, por exemplo,3710C- 648°C, de modo a ativar o catalisador e decompor os íons de amônio.

De modo alternativo, o componente do zeólito pode ser primeirotransformado em pelotas, seguido pela adição do componente dehidrogenação, e ativação através de calcinação. Os catalisadores precedentespodem ser empregados em forma não- diluída, ou o catalisador de zeólitopulverizado pode ser misturado e transformado em pelotas, de um modoconjunto com outros catalisadores relativamente menos ativos, diluentes ouaglutinantes, tais que alumina, sílica gel, co- géis de sílica- alumina, argilasativadas e os similares, em proporções na faixa de entre 5 e 90 por cento, empeso. Os diluentes podem ser empregados como tais ou eles podem conteruma proporção menor de metal de hidrogenação adicionada, tal que um metaldo Grupo VIB e/ou um metal do Grupo VIII.

Catalisadores de hidrocraqueamento promovidos com metaladicional podem ser também utilizados no processo da presente invenção, quecompreende, por exemplo, peneiras moleculares de aluminofosfato,cromossilicatos cristalinos e outros silicatos cristalinos. Os cromossilicatoscristalinos são descritos, de modo mais completo na US 4. 363. 718.

O hidrocraqueamento do LCO em contato com um catalisadorde hidrocraqueamento é conduzido na presença de hidrogênio e, de modopreferido, em condições do reator de hidrocraqueamento, que incluem umatemperatura de 232°C a 468°C, uma pressão de 3, 5 MPa a 20, 8 MPa, umavelocidade espacial horária líquida (LHSV) de 0,1 a 30 h"1, e uma taxa decirculação de hidrogênio de 337 normal m3/m3 a 4200 m3/m3). As condiçõesde hidrocraqueamento são selecionadas com base na carga de alimentação,com o objetivo da produção de compostos aromáticos e de diesel com teor deenxofre ultra baixo, de modo preferido contendo menos do que 10 ppm, empeso, de enxofre.

Uma zona de hidrotratamento/hidrocraqueamento pode conterum ou mais vasos u leitos, cada qual contendo um ou mais tipos decatalisador de hidrotratamento ou catalisador de hidrocraqueamento. Quandouma corrente de hidrocarboneto líquida é reciclada à zona dehidrotratamento/hidrocraqueamento, a corrente de reciclo pode serdiretamente introduzida no interior de um catalisador de hidrocraqueamento,ou pode ser passada através de um leito de catalisador de hidrotratamento eentão colocada em contato com o catalisador de hidrocraqueamento.

O efluente resultante a partir da zona de hidrocraqueamentopode ser introduzido em um separado sob alta pressão, quente, de modopreferido um extrator, de modo a produzir uma corrente vaporosa, quecompreende hidrocarbonetos na faixa de ebulição de hidrogênio, sulfeto dehidrogênio, amônia e nafta, que inclui hidrocarbonetos aromáticos Ci0, e umaprimeira corrente hidrocarbonácea líquida, que compreende hidrocarbonetosna faixa de ebulição de diesel com baixo teor de enxofre. O separador sob altapressão, quente, é operado, de modo preferido, em uma temperatura de 149°Ca 288°C, e sob uma pressão de 3, 5 MPa a 17,3 MPa.

A corrente vaporosa é parcialmente condensada de modo aproduzir uma corrente de hidrocarboneto líquida, que compreendehidrocarbonetos que entram em ebulição na faixa de 38°C a 220 0C, incluindohidrocarbonetos aromáticos Cio, e uma corrente de vapor, que compreendehidrogênio, sulfeto de hidrogênio e amônia, cuja corrente de vapor é tratadade modo a remover o sulfeto de hidrogênio para prover um gás de reciclo ricoem hidrogênio. Pelo menos uma porção da corrente de hidrocarboneto líquidacondensada é extraída, de modo a remover os compostos de hidrocarbonetonormalmente gasosos e qualquer sulfeto de hidrogênio e amônia dissolvidos.A corrente de hidrocarboneto na faixa de ebulição de nafta extraída resultante,que compreende benzeno, tolueno, xilenos e compostos aromáticos de faixade ebulição mais alta é introduzida no interior da zona de extração porsolvente aromático descrita, de modo a recuperar os compostos aromáticos,que incluem benzeno, tolueno e xilenos, de modo a produzir uma corrente dehidrocarboneto na faixa de ebulição de nafta.

Uma carga de alimentação hidrocarbonácea líquida, contendoóleo bruto reduzido, é introduzida ao interior do processo, através da linha 1, ereagida em uma zona de craqueamento catalítico fluido 2. Os produtosresultantes a partir da zona de craqueamento catalítico fluido 2 são transportadosatravés da linha 3 e introduzidos no interior da zona de separação de produto 4.Uma corrente de gás seco leve contendo hidrogênio e metano é removida a partirda zona de separação de produto 4, através da linha 5, e recuperada. Umacorrente contendo etileno e propileno e produtos saturados C2-C3 é removida apartir da zona de separação de produto 4, através da linha 7, e introduzida aointerior da zona de separação de olefina leve 9, através da linha 10, e recuperada.A corrente de propileno é removida a partir da zona de separação de olefina leve9, através da linha 11, e recuperada. Uma corrente contendo produtos saturadosC2-C3 é removida a partir da zona de separação de olefina leve 9, através da linha12, e recuperada. Uma corrente contendo hidrocarbonetos C4-C6, tendo tantoolefmas como hidrocarbonetos saturados, é removida a partir da zona deseparação de produto 4, através da linha 13, e introduzida ao interior da zona dehidrogenação seletiva 30. Um gás de hidrogênio de compensação é provido àzona de hidrogenação seletiva 30, através da linha 29. Um efluente resultante apartir da zona de hidrogenação seletiva 30 é introduzido ao interior da zona decraqueamento de olefina 14. Uma corrente contendo etileno e propileno éremovida a partir da zona de craqueamento de olefina 14, através da linha 15, eintroduzida ao interior da zona de separação de olefina leve 9, através das linhas15 e 8. Uma corrente contendo produtos saturados C4-C6 é removida a partir dazona de craqueamento de olefina 14, através da linha 16, e recuperada. Umacorrente contendo hidrocarbonetos C6+ é removida a partir da zona decraqueamento de olefina 14, através da linha 28, e introduzida ao interior dazona de hidrotratamento de nafta 18. Uma corrente contendo hidrocarbonetosC7-C9 é removida a partir da zona de separação de produto 4, através da linha 17,e introduzida ao interior da zona de hidrotratamento de nafta 18, através da linha19, e introduzida ao interior de uma zona de extração de aromáticos 21, atravésdas linhas 19 e 20. Benzeno, tolueno e xilenos são removidos a partir da zona deextração de aromáticos 21, através da linha 22, e recuperados. Uma correntecontendo hidrocarbonetos que entram em ebulição na faixa de nafta, tendo umaconcentração reduzida de compostos aromáticos, é removida a partir de umazona de extração de aromáticos 21, através da linha 23, e recuperada. Umacorrente contendo óleo de ciclo leve é removida a partir da zona de separação deproduto 4, através da linha 24, e introduzida ao interior da zona dehidrotratamento 25. Uma corrente de compensação de hidrogênio é transportadaatravés das linhas 27 e 28 e introduzida ao interior da zona de hidrotratamento25. Um efluente resultante a partir da zona de hidrotratamento 25 é transportadoatravés da linha 31 e introduzido no interior de um separador sob alta pressão 32.Uma corrente gasosa, rica em hidrogênio, é removida a partir do separador sobalta pressão 32, através da linha 33, e reciclada à zona de hidrotratamento 25,através das linhas 33 e 28. Uma corrente de hidrocarbonetos líquida é removidaa partir do separador sob alta pressão 32, através da linha 34, e introduzida aointerior da zona de hidrocraqueamento 35. Uma corrente de reciclo dehidrocarboneto líquida a seguir descrita é introduzida ao interior da zona dehidrocraqueamento 35, através da linha 39. Uma corrente de hidrogênio decompensação é introduzida, a través das linhas 45 e 44, e introduzida ao interiorda zona de hidrocraqueamento 35. Um efluente resultante é removido a partir dazona de hidrocraqueamento 35 e introduzido no separador por cintilação quente37, através da linha 36. Uma corrente de líquido é removida a partir do separadorpor cintilação quente 37, através da linha 38, e uma porção é reciclada à zona dehidrocraqueamento 35 através das linhas 38 e 39. Outra porção é transportadaatravés das linhas 38, 46 e 48, e introduzida ao interior da zona de fracionamento49. Uma corrente hidrocarbonácea vaporosa é removida a partir do separador porcintilação quente 37, através da linha 40, e introduzida ao interior do separadorsob alta pressão 41. Uma corrente gasosa, rica em hidrogênio, contendo sulfetode hidrogênio, é removida a partir do separador sob alta pressão 41, através dalinha 42, e é introduzida ao interior da zona de absorção 43, de modo a removerpelo menos uma porção do sulfeto de hidrogênio através da linha 51. Umacorrente gasosa, rica em hidrogênio, resultante, tendo uma concentraçãoreduzida de sulfeto de hidrogênio, é removida a partir da zona de absorção 43,através da linha 44, e introduzida ao interior da zona de hidrocraqueamento 35.

Uma corrente de líquido é removida a partir do separador sob alta pressão 41,através da linha 47, e introduzida ao interior da zona de fracionamento 49,através das linhas 47 e 48. Uma corrente contendo benzeno, tolueno e xilenos éremovida a partir da zona de fracionamento 49, através da linha 26, e introduzidaao interior de uma zona de extração de aromáticos, através das linhas 26 e 20.Uma corrente de diesel com teor de enxofre ultra baixo é removida a partir dazona de fracionamento 49, através da linha 50, e recuperada. Uma correntecontendo óleo em suspensão clarificado é removida a partir da zona de separaçãode produto 4, a través da linha 6, e recuperada.

MODALIDADE ILUSTRATIVA

Na Corrida 1, uma carga de alimentação tendo ascaracterísticas apresentadas na Tabela 1, é introduzida em uma taxa de 3951toneladas por ano, ao interior de uma unidade de FCC, projetada paramaximizar produtos petroquímicos. Os rendimentos do produto da Corrida 1são apresentados na Tabela 2.

Na Corrida 2, a unidade de FCC da Corrida 1, operada nasmesmas condições e com a mesma carga de alimentação, foi integrada comuma unidade de craqueamento de olefina e com uma unidade dehidrocraqueamento de LCO, de acordo com a presente invenção. Osrendimentos do produto da Corrida 2 são também apresentados na Tabela 2.

A diferença como um percentual entre a Corrida Iea Corrida 2 é apresentadana terceira coluna da Tabela 2.

Tabela 1 - Análise de Carga de Alimentação

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Tabela 2 - Rendimentos do Produto

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A partir da Tabela 2, pode ser observado que, de acordo com apresente invenção, o rendimento e de etileno e propileno aumentou em 24 porcento e 37 por cento, respectivamente comparados com a unidade de FCCisoladamente. O óleo de ciclo leve está sendo hidrocraqueado para proverbenzeno, tolueno e xileno.

A descrição precedente, o desenho e a modalidade ilustrativailustram claramente as vantagens abrangidas pelo processo da presenteinvenção e os benefícios a serem conferidos com o uso do mesmo.

Claims (7)

1. Processo para a conversão de uma carga de alimentação dehidrocarboneto (1) para produzir olefinas, compostos aromáticos e diesel comum teor de enxofre ultra baixo, caracterizado pelo fato de que compreende:(a) reagir a carga de alimentação de hidrocarboneto(l) em umazona de craqueamento catalítico fluido (2) de modo a produzir olefinas C4-Ce(13) e óleo de ciclo leve (LCO) (24);(b) reagir as olefinas C4-C6 (13) em uma unidade decraqueamento de olefina (14), de modo a produzir etileno e propileno (15);(c) reagir o óleo de ciclo leve (24) em uma zona dehidrocraqueamento (35) contendo um catalisador de hidrocraqueamento, demodo a produzir um efluente de zona de hidrocraqueamento, que compreendecompostos aromáticos e diesel com teor de enxofre ultra baixo (36); e(d) recuperar etileno (10), propileno (11), compostosaromáticos (26) e diesel com teor de enxofre ultra baixo (50).

2. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizadopelo fato de que a carga de alimentação de hidrocarboneto (1) é selecionada apartir do grupo, que consiste de óleo de gás, gasóleo a vácuo, e resíduoatmosférico.

3. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 2, caracterizado pelo fato de que os compostos aromáticos (26) sãoselecionados a partir do grupo, que consiste de benzeno, tolueno e xileno.

4. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 3, caracterizado pelo fato de que a zona de hidrocraqueamento (35) éoperada em condições, que incluem uma temperatura de 232 0C a 468°C, umapressão de 3,5 MPa a 20,8 MPa, uma velocidade espacial horária líquida(LHSV) de 0,1 a 30 h'1 e uma taxa de circulação de hidrogênio de 337mm3/m3 a 4200 mm7m3.

5. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 4, caracterizado pelo fato de que a unidade de craqueamento de olefina (14)é operada em condições, que incluem uma temperatura de 400°C a 600°C euma pressão parcial de olefina de 10 a 202 kPa.

6. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 5, caracterizado pelo fato de que o combustível diesel com teor de enxofreultra baixo contém menos do que 10 ppm, em peso, de enxofre.

7. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 6, caracterizado pelo fato de que os compostos aromáticos são recuperadosem uma zona de extração por solvente aromático.