ES2219887T3 - Conversion de benceno en un proceso perfeccionado para mejorar la calidad de la gasolina. - Google Patents
Conversion de benceno en un proceso perfeccionado para mejorar la calidad de la gasolina.Info
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Abstract
La gasolina con baja cantidad de azufre se produce por cracking a partir de nafta olefInica que contiene azufre, mediante tratamiento sobre un catalizador ácido, preferentemente una zeolita con tamaño de poro intermedio tal como la ZSM-5 para romper las parafinas de bajo octano y las olefinas bajo condiciones suaves con una limitada aromatización de olefinas y naftenos. Una mezcla de alimentación rica en benceno se coprocesa con la nafta para reducir los niveles de benceno en la alimentación mediante alquilación. A este paso de proceso inicial le sigue una hidrodesulfuración sobre un catalizador de hidrotratamiento tal como CoMo sobre alúmina. Además de reducir los niveles de benceno en la mezcla de alimentación el tratamiento inicial sobre el catalizador ácido elimina las olefinas que de otra manera se saturarIan en la hidrodesulfuración, consumiendo hidrógeno y bajando el Indice de octano del producto, y lo convierte a compuestos que contribuyen positivamente a elevar el Indice de octano.El rendimiento general del lIquido es alto, tIpicamente al menos 90% o mayor. Los productos aromáticos aumentan tIpicamente en no más de un 25% en peso respecto de la alimentación conjunta y pueden ser inferiores que el de la alimentación.
Description
Conversión de benceno en un proceso perfeccionado
para mejorar la calidad de la gasolina.
La presente invención se refiere a un proceso
para mejorar la calidad de los flujos de hidrocarburos. De manera
más particular se refiere a un proceso para mejorar la calidad de
fracciones de petróleo que se encuentran en la gama de ebullición
de la gasolina, que contienen proporciones substanciales de benceno
e impurezas de azufre minimizando simultáneamente la pérdida de
octanaje que se produce después de una eliminación del azufre por
hidrogenación.
La gasolina craqueada catalíticamente constituye
una parte principal del conjunto de productos de gasolina en los
Estados Unidos. Cuando el producto de alimentación de la
craquización contiene azufre, los productos del proceso de
craquización contienen normalmente impurezas de azufre que
normalmente requieren su eliminación, normalmente por un proceso de
hidrotratamiento, para cumplir con las especificaciones relevantes
del producto. Se espera que estas especificaciones lleguen a ser
más restrictivas en el futuro, posiblemente no permitiendo más de
300 ppm en peso de azufre (o incluso menos) en gasolinas para
automóviles y otros combustibles. Aunque el azufre del producto
puede ser reducido por un proceso de desulfuración por hidrógeno de
los productos de alimentación de la craquización, esto es oneroso
tanto en términos de inversión de capital como en costes de
funcionamiento debido a que se consumen grandes cantidades de
hidrógeno.
Como una alternativa a la desulfuración del
producto de alimentación de la craquización, los productos que son
requeridos para cumplir las especificaciones de bajo contenido de
azufre pueden ser tratados con hidrógeno, normalmente utilizando un
catalizador que comprende un elemento del Grupo VIII o del Grupo
VI, tal como cobalto o molibdeno, ya sea solos o en combinación con
otro, sobre un substrato adecuado, tal como alúmina. En el proceso
de tratamiento con hidrógeno o "hidrotratamiento", las
moléculas que contienen los átomos de azufre son sometidas a una
moderada craquización con hidrógeno para convertir el azufre en una
forma inorgánica, sulfuro de hidrógeno, que puede ser eliminado del
producto de hidrocarburo líquido en un dispositivo de separación.
Aunque éste es un proceso efectivo que ha sido utilizado en
gasolinas y en fracciones de petróleo pesado durante muchos años
para fabricar productos satisfactorios, presenta desventajas.
La nafta craqueada, tal como viene de un
dispositivo de craquización catalítico y sin tratamientos
adicionales, tales como operaciones de purificación, tiene un
número de octano relativamente elevado como resultado de la
presencia de componentes olefínicos y como tal, la gasolina
craqueada es un contribuyente excelente al conjunto de productos de
octanaje para gasolinas. Aporta una gran cantidad de producto a una
mezcla elevada en número de octanos. En algunos casos, esta
fracción puede llegar a aportar hasta la mitad de la gasolina en el
conjunto de productos de refinería.
Otras fracciones altamente insaturadas cuya
ebullición se encuentra en la gama de ebullición de gasolinas, que
son fabricadas en algunas refinerías o plantas petroquímicas,
incluyen la gasolina obtenida por pirólisis fabricada como un
subproducto en la craquización de fracciones de petróleo para
fabricar olefinas ligeras, principalmente etileno y propileno. La
gasolina obtenida por pirólisis tiene un número de octano muy
elevado, pero es bastante inestable en ausencia de un proceso de
hidrotratamiento debido a que, además de las olefinas deseables
cuya ebullición se encuentra en la gama de ebullición de gasolinas,
contiene asimismo una proporción substancial de diolefinas, que
tienden a formar gomas después de almacenamiento o de permanecer en
reposo.
El proceso de hidrotratamiento de estas
fracciones de nafta craqueada que contienen azufre provoca
normalmente una reducción en el contenido de olefina, y
consecuentemente una reducción en el número de octanos; mientras el
grado de desulfuración aumenta, disminuye el número de octano del
producto en la gama de ebullición de gasolinas. Una parte del
hidrógeno puede asimismo provocar una cierta hidrocraquización así
como una saturación de olefina, dependiendo de las condiciones en
que se realiza la operación de hidrotratamiento.
Se han realizado diferentes propuestas para
eliminar el azufre mientras se retienen las olefinas, contribuyendo
de manera positiva al octanaje. Las impurezas de azufre tienden a
concentrarse en la fracción pesada de la gasolina, como se indica
en la patente U.S.A. Nº 3.957.625 (Orkin), que propone un método
para eliminar el azufre mediante una desulfurización por hidrógeno
de la fracción pesada de la gasolina craqueada de manera catalítica
para retener la contribución de octano de las olefinas que se
encuentran principalmente en la fracción más ligera. En un tipo de
funcionamiento convencional, comercial, la fracción de gasolina
pesada es tratada de esta manera. Como alternativa, la selectividad
de la desulfurización por hidrógeno con respecto a la saturación de
olefina puede ser desplazada por una selección de un catalizador
adecuado, por ejemplo, mediante la utilización de un soporte de
óxido de magnesio en vez de la alúmina más convencional. La patente
U.S.A. Nº 4.049.542 (Gibson) da a conocer un proceso en el que un
catalizador de cobre es utilizado para desulfurizar un producto de
alimentación de hidrocarburo olefínico tal como una nafta ligera
craqueada por vía catalítica.
En cualquier caso, sin tener en cuenta el
mecanismo por el cual se produce, la disminución del octanaje que
se produce como consecuencia de la eliminación de azufre mediante
un proceso de hidrotratamiento crea una contradicción entre la
necesidad creciente de producir combustibles de gasolina con un
elevado número de octano y la necesidad de producir combustibles con
bajo contenido de azufre, de combustión más limpia y menos
contaminante. Esta contradicción inherente es todavía más
importante en la situación de suministro actual para crudos suaves
de bajo contenido de azufre.
Otros procesos para tratar gasolinas craqueadas
por vía catalítica han sido asimismo propuestos en el pasado. Por
ejemplo, la patente U.S.A. Nº 3.759.821 (Brennan) da a conocer un
proceso para mejorar la calidad de gasolina craqueada por vía
catalítica mediante el fraccionamiento de la misma en una fracción
pesada y una ligera, y tratando la fracción más pesada con un
catalizador ZSM-5, después del cual la fracción
tratada es mezclada nuevamente en la fracción ligera. Otro proceso
en el que la gasolina craqueada es fraccionada antes del
tratamiento es descrita en la patente U.S.A. Nº 4.062.762 (Howard)
que da a conocer un proceso para la desulfuración de la nafta
mediante el fraccionamiento de la misma en tres fracciones, cada
una de las cuales es sometida a la desulfuración por un proceso
diferente, después del cual las fracciones se vuelven a
combinar.
La patente U.S.A. Nº 5.143.596 (Maxwell) y el
documento EP 420 326 B1 describen procesos para mejorar la calidad
de materiales del producto de alimentación que contienen azufre en
la gama de la gasolina mediante el proceso de reformado con un
catalizador tolerante al azufre que es selectivo hacia la
aromatización. Los catalizadores de este tipo incluyen silicatos
cristalinos que contienen metal que incluyen ceolitas tales como
ZSM-5 que contiene galio. El proceso descrito en la
patente U.S.A. Nº 5.143.596 realiza un proceso de hidrotratamiento
en el efluente aromático a partir de la fase de reformado. La
conversión de naftenos y olefinas a aromáticos se produce, como
mínimo, al 50% bajo las intensas condiciones utilizadas, típicamente
temperaturas de, como mínimo, 400ºC (750ºF) y normalmente más
elevadas, por ejemplo 500ºC (930ºF). Bajo unas condiciones
similares, el proceso de reformado convencional está acompañado
típicamente de pérdidas de rendimiento significantes e indeseables,
típicamente tanto como un 25% y lo mismo se cumple en los procesos
descritos en estas publicaciones: rendimientos de C_{5}+ en la
gama del 50 al 85% son conocidos en el documento EP 420 326. Por lo
tanto, este proceso padece el inconveniente tradicional del
reformado, de manera que continúa el problema de idear un proceso
que es capaz de reducir el nivel de azufre de las naftas craqueadas
mientras se minimizan las pérdidas de rendimiento, así como de
reducir el consumo de hidrógeno.
La patente U.S.A. Nº 5.346.609 describe un
proceso para reducir el azufre de las naftas craqueadas al someter
en primer lugar a un proceso de hidrotratamiento a la nafta para
convertir el azufre en una forma inorgánica seguido de un
tratamiento con un catalizador tal como el ZSM-5
para restaurar el octanaje perdido durante la etapa de
hidrotratamiento, principalmente por una craquización de forma
selectiva de parafinas de bajo octanaje. Este proceso, que ha
funcionado comercialmente de manera satisfactoria, produce un
producto de nafta con bajo contenido de azufre con un buen
rendimiento que se puede incorporar directamente al conjunto de
productos de las gasolinas.
Otro aspecto de reciente regulación es la
necesidad de reducir los niveles de benceno, que se supone
cancerígeno, en las gasolinas para motores. El benceno se encuentra
en muchos vapores de refinería ligera que son mezclados dentro del
conjunto de productos de gasolinas de refinería, especialmente en el
reformado, lo cual es deseable como un componente del conjunto de
productos de gasolinas debido a su elevado número de octano y el
bajo contenido de azufre. Su relativamente elevado contenido de
benceno requiere, no obstante, que se lleve a cabo un tratamiento
adicional para cumplir con las regulaciones futuras. Se han
propuesto diferentes procesos para reducir el contenido de benceno
de los flujos de refinerías, por ejemplo, los procesos de lecho
fluido descritos en las patentes U.S.A. Nº 4.827.069; 4.950.387 y
4.992.607 convierten el benceno en alquilaromáticos mediante la
alquilación con olefinas ligeras. El benceno puede ser derivado a
partir de naftas craqueadas o flujos ricos en benceno tales como
los reformados. Procesos similares en los que la eliminación de
benceno va acompañada por reducciones en azufre son descritos en
las solicitudes U.S.A. Nº de serie 08/286.894 (Mobil Case 6994FC) y
08/322.466 (Mobil Case 6951FC) y la patente U.S.A. Nº 5.391.288. Un
proceso para reducir el contenido de benceno de los flujos ligeros
de refinería tales como los reformados y gasolinas ligeras FCC por
alquilación y transalquilación con alquilaromáticos pesados es
descrito en la patente U.S.A. Nº 5.347.061.
A continuación, los inventores han ideado un
proceso de desulfuración por vía catalítica de fracciones
craqueadas en la gama de ebullición de gasolinas que permite que el
azufre sea reducido a niveles aceptables sin reducir de manera
substancial el número de octano. Al mismo tiempo, el proceso actual
permite reducir los niveles de benceno en los flujos de refinería
ligeros tales como los reformados. Los beneficios del proceso
actual incluyen un consumo reducido de hidrógeno y una formación
reducida de mercaptano, en comparación con el proceso descrito en
la patente U.S.A. Nº 5.346.609, así como la capacidad concomitante
de reducir los niveles de benceno en otros flujos.
De acuerdo con la presente invención, el proceso
para mejorar la calidad de las naftas craqueadas comprende una
primera etapa de proceso catalítico en el que el producto de
alimentación de nafta craqueada es coprocesado con un flujo de
hidrocarburo ligero que contiene benceno para convertir el benceno,
las olefinas y algunas parafinas en el producto de alimentación
combinado con una ceolita u otro catalizador ácido. Las reacciones
que se producen son principalmente la craquización de manera
selectiva de parafinas y olefinas de bajo octanaje y reacciones de
alquilación que convierten el benceno en alquilaromáticos. Muchas de
estas reacciones aumentan el octanaje de la nafta craqueada y
reducen en gran manera el contenido en olefinas que, a su vez,
reduce el consumo de hidrógeno y la pérdida de octanaje durante la
subsiguiente etapa de desulfuración por hidrógeno. El alcance de la
aromatización de olefinas y naftenos está limitado como resultado de
las condiciones moderadas empleadas durante el tratamiento con el
catalizador ácido; el contenido de aromático del producto acabado
hidrotratado puede ser menor, en algunos casos, que el de los
productos de alimentación combinados.
En su forma práctica habitual, el proceso
comprenderá el contacto del producto de alimentación (fracción de
nafta craqueada que contiene azufre y un producto de alimentación
secundario reformado rico en benceno) en una primera fase con un
catalizador sólido ácido de ceolita de dimensión de poro intermedia
a una temperatura de 350º a 800ºF (177º a 427ºC), una presión de 300
a 1000 psig (2172 a 6998 kPa), una velocidad de separación de 1 a 6
LHSV, y una proporción de hidrógeno con respecto al hidrocarburo de
1000 a 2500 pies cúbicos estándar de hidrógeno por barril de
producto de alimentación (180 a 445 n.l.l.^{-1}), para realizar
la alquilación del benceno en el producto de alimentación combinado
con olefinas para formar alquilaromáticos y para craquear olefinas
y parafinas de bajo octanaje en el producto de alimentación, con
conversión de olefinas y naftenos a aromáticos siendo mantenidos en
niveles menores del 25% en peso y una conversión de bencenos (a
alquilaromáticos) del 10 al 60%. A continuación, el producto
intermedio es sometido a un proceso de desulfuración por hidrógeno
en presencia de un catalizador para la desulfuración por hidrógeno
a una temperatura de 500º hasta 800ºF (260º hasta 427ºC), una
presión de 300 a 1000 psig (2172 a 6998 kPa), una velocidad de
separación de 1 a 6 LHSV, una proporción de hidrógeno con respecto
al hidrocarburo de 1000 a 2500 pies cúbicos estándar de hidrógeno
por barril de producto de alimentación, para convertir los
compuestos que contienen azufre en el producto intermedio en azufre
inorgánico y producir un producto desulfurizado con un rendimiento
del total del líquido de, como mínimo, 90% en volumen.
En comparación con la secuencia de tratamiento
descrita en la patente U.S.A. Nº 5.346.069, en la que la nafta
craqueada es sometida en primer lugar a un proceso de desulfuración
por hidrógeno seguido por un tratamiento con un catalizador ácido
tal como ZSM-5, el proceso actual funciona con un
consumo reducido de hidrógeno como resultado de la previa
eliminación de olefinas. Asimismo, situando el proceso de
desulfuración por hidrógeno después del tratamiento inicial, se
elimina la formación de mercaptano por la combinación de
H_{2}S-olefina con un catalizador de ceolita,
conduciendo potencialmente a una mayor desulfuración o mitigando la
necesidad de tratar el producto adicionalmente, por ejemplo, como
se describe en la solicitud U.S.A. Nº de serie 08/001.681.
El proceso puede ser utilizado para desulfurar
fracciones de nafta ligeras y en la gama completa mientras mantiene
el octanaje para obviar la necesidad de realizar el reformado de
dichas fracciones o, como mínimo, sin la necesidad de reformar
dichas fracciones hasta el grado necesario considerado
previamente.
En la práctica puede ser deseable realizar el
hidrotratamiento de la nafta craqueada antes de establecer contacto
con el catalizador en la primera etapa de
aromatización/craquización para reducir el contenido de dieno de la
nafta y de esta manera prolongar la longitud del ciclo del
catalizador. Solamente un grado muy limitado de saturación de
olefina se produce en el dispositivo de pretratamiento y solamente
se produce una menor magnitud de desulfurización en este
momento.
Uno de los productos de alimentación al proceso
comprende una fracción de petróleo que contiene azufre cuya
ebullición se encuentra en la gama de ebullición de las gasolinas.
Los productos de alimentación de este tipo incluyen típicamente
naftas ligeras que tienen normalmente una gama de ebullición de
C_{6} a 330ºF (166ºC), naftas en la gama completa que tienen
típicamente una gama de ebullición de C_{5} a 420ºF (216ºC),
fracciones de nafta pesadas cuya ebullición se encuentra en la gama
de 260º a 412ºF (127º a 211ºC), o fracciones de gasolina pesada cuya
ebullición se encuentra en, o como mínimo dentro de, la gama de
330º a 500ºF (166º a 211ºC), preferentemente de 330º a 412ºF (166º
a 260ºC). En muchos casos, el producto de alimentación tendrá un 95
por ciento de puntos (determinado de acuerdo al ASTM D 86) de, como
mínimo, 325ºF (163ºC) y preferentemente, como mínimo, 350ºF (177ºC),
por ejemplo, un 95 por ciento de puntos de, como mínimo, 380ºF
(193ºC) o, como mínimo, 400ºF (220ºC).
La craquización catalítica es una fuente adecuada
de naftas craqueadas, normalmente la craquización catalítica fluida
(FCC), pero procesos de craquización térmica tal como la
coquización pueden ser asimismo utilizados para producir productos
de alimentación utilizables tal como nafta coquizada, gasolinas
obtenidas por pirólisis y otras naftas craquizadas de manera
térmica.
El proceso puede funcionar con la totalidad de la
fracción de gasolina obtenida a partir de una etapa de craquización
catalítica o térmica o, de manera alternativa, con una parte de la
misma. Debido a que el azufre tiende a estar concentrado en las
fracciones de punto de ebullición más elevado, es preferente,
particularmente cuando la capacidad de la unidad es limitada,
separar las fracciones de punto de ebullición más elevado y
procesarlas a través de etapas del proceso actual sin procesar la
sección de punto de ebullición más bajo. El punto de corte entre
las fracciones tratadas y las no tratadas puede variar de acuerdo
con los componentes de azufre presentes pero, normalmente, será
adecuado un punto de corte en la gama de 100ºF (38ºC) a 300ºF
(150ºC), de manera más usual en la gama de 200ºF (93ºC) a 300ºF
(150ºC). El punto de corte exacto seleccionado dependerá de la
especificación de azufre para el producto de gasolina, así como del
tipo de compuestos de azufre presentes: puntos de corte menores
serán necesarios de manera típica para especificaciones de producto
de azufre menores. El azufre que está presente en los componentes
con un punto de ebullición por debajo de 150ºF (65ºC) se encuentra
la mayoría de veces en forma de mercaptanos que pueden ser
eliminados por procesos de tipo extractivo tales como el Merox,
pero el hidrotratamiento es apropiado para la eliminación de tiofeno
y otros compuestos cíclicos de azufre presentes en los componentes
de punto de ebullición más elevado, por ejemplo, fracciones de
componente cuyo punto de ebullición está por encima de 180ºF (82ºC).
El tratamiento de la fracción con punto de ebullición más bajo en
un proceso de tipo extractivo acoplado con el hidrotratamiento del
componente de punto de ebullición más elevado puede representar por
lo tanto una opción de proceso económico preferente. Los puntos de
corte más elevados serán preferentes para minimizar la magnitud del
producto de alimentación que pasa al dispositivo de
hidrotratamiento y a la selección final del punto de corte, junto
con otras opciones de proceso tales como la desulfuración de tipo
extractivo, serán realizados por lo tanto de acuerdo con las
especificaciones de producto, restricciones del producto de
alimentación y otros factores.
El contenido de azufre de la fracción craqueada
dependerá del contenido de azufre del producto de alimentación al
dispositivo de craquización así como de la gama de ebullición de la
fracción seleccionada utilizada como producto de alimentación en el
proceso. Las fracciones ligeras, por ejemplo, tenderán a tener
contenidos de azufre menores que las fracciones de ebullición más
elevada. De manera práctica, el contenido de azufre excederá 50 ppm
en peso y normalmente tendrá un exceso de 100 ppm en peso y en la
mayoría de casos un exceso de 500 ppm en peso. Para las fracciones
que tienen un 95 por ciento de puntos por encima de 380ºF (193ºC),
el contenido de azufre puede exceder 1000 ppm en peso y puede ser
tan grande como 4000 ó 5000 ppm en peso o incluso mayor, como se
muestra a continuación. El contenido de nitrógeno no es tan
característico del producto de alimentación como el contenido de
azufre y preferentemente no es mayor que 20 ppm en peso, aunque se
pueden encontrar niveles de nitrógeno más elevados típicamente
hasta 50 ppm en peso en ciertos productos de alimentación con punto
de ebullición más elevado con un 95 por ciento de puntos que
exceden 380ºF (193ºC). No obstante, el nivel de nitrógeno no debe
ser normalmente mayor que 250 ó 300 ppm en peso. Como resultado de
la craquización que ha precedido las etapas del proceso actual, el
producto de alimentación a la etapa de desulfuración por hidrógeno
será olefínico, con un contenido de olefinas de, como mínimo, 5 y
de manera más típica en la gama de 10 a 20, por ejemplo 15 a 20 % en
peso; de manera preferente, el producto de alimentación tiene un
contenido de olefina del 10 al 20% en peso, un contenido de azufre
desde 100 a 5000 ppm en peso, un contenido de nitrógeno de 5 a 250
ppm en peso y un contenido de benceno de, como mínimo, un 5% en
volumen. Los dienos están presentes de manera frecuente en las
naftas craqueadas térmicamente pero, como se describe a
continuación, éstas son eliminadas preferentemente de manera
hidrogenada como una etapa de pretratamiento.
El producto de alimentación secundario al proceso
comprende una fracción ligera con un punto de ebullición dentro de
la gama de ebullición de gasolinas que es relativamente alta en
aromáticos, especialmente benceno. Este producto de alimentación
rico en benceno contendrá típicamente, como mínimo, un 5% en
volumen de benceno, de manera más específica un 20% en volumen hasta
un 60% en volumen de benceno. Una fuente de refinería específica
para una fracción es una fracción de reformado. La fracción contiene
magnitudes más pequeñas de hidrocarburos más ligeros, típicamente
menos del 10% de C_{5} e hidrocarburos menos ligeros y pequeñas
cantidades de hidrocarburos más pesados, típicamente menos del 15%
de hidrocarburos C_{7}+. Estos productos de alimentación
secundarios de reformado contienen normalmente cantidades muy
pequeñas de azufre dado que han sido sometidos normalmente a una
desulfuración previa al proceso de reformado.
Ejemplos incluyen un reformado a partir de un
dispositivo para reformado de lecho fijo, balanceado o móvil. La
fracción del reformado más utilizada es un reformado de fracción
media, es decir, un reformado con las partes más ligeras y más
pesadas eliminadas por destilación. De manera preferente, éste es
un reformado que tiene una gama de ebullición estrecha, es decir,
una fracción C_{6} o C_{6}/C_{7}. Esta fracción puede ser
obtenida como una mezcla compleja de hidrocarburos recuperados como
la parte superior de una columna de dehexanización por debajo de
una columna de depentanización. La composición puede variar por
encima de una gama amplia, dependiendo de un número de factores que
incluyen la intensidad del funcionamiento en el dispositivo para
reformado y en el producto de alimentación para reformado. Estos
flujos pueden tener normalmente los hidrocarburos de C_{5},
C_{4} y menores eliminados en la depentanización y
debutanización. Por lo tanto, normalmente, el reformado de la
fracción media contendrá, como mínimo, un 70% en peso de
hidrocarburos C_{6}, y preferentemente, como mínimo, un 90 % en
peso de hidrocarburos C_{6}. Otras fuentes de un producto de
alimentación rico en benceno incluyen una nafta ligera, nafta
coquizada, o gasolina obtenida por pirólisis.
Mediante una gama de ebullición, estas fracciones
ricas en benceno pueden ser definidas por un punto de ebullición
extremo de 250ºF (121ºC), y de manera preferente no mayor de 230ºF
(110ºC). De manera preferente, la gama de ebullición desciende
entre 100ºF (38ºC) y 212ºF (180ºC) y de manera más preferente entre
la gama de 150ºF (66ºC) a 200ºF (93ºC) e incluso de manera más
preferente entre la gama de 160ºF a 200ºF (71ºC a 93ºC).
La siguiente Tabla 1 expone las propiedades de un
reformado de la fracción media C_{6}-C_{7} que
es útil a 250ºF-(121ºC).
La Tabla 2 expone las propiedades de una fracción
de la fracción media más preferente rica en benceno que es más
parafínica.
El producto de alimentación seleccionado en la
gama de ebullición de gasolinas que contiene azufre, junto con el
producto de alimentación secundario rico en benceno, es tratado en
dos fases, pasando en primer lugar la nafta más el producto de
alimentación secundario por encima de un catalizador ácido de
manera selectiva. En esta fase, las olefinas en la nafta craqueada
realizan la alquilación del benceno y otros aromáticos para formar
alquilaromáticos mientras, en el mismo momento, se producen
olefinas incrementales por la craquización de manera selectiva de
parafinas de bajo octanaje y olefinas a partir de uno o ambos
componentes del producto de alimentación. Las olefinas y naftenos
pueden experimentar una conversión a aromáticos, pero la amplitud de
la aromatización está limitada como resultado de las condiciones
relativamente moderadas, especialmente de temperatura, utilizadas
en esta etapa del proceso. A partir de esta etapa, el efluente pasa
a continuación a una etapa de hidrotratamiento en la que los
componentes de azufre presentes en el producto de alimentación de
nafta, que la mayoría no son convertidos en la primera fase, son
convertidos a formas inorgánicas (H_{2}S), permitiendo la
eliminación en un separador siguiendo a la desulfuración por
hidrógeno. Debido a que la primera fase de tratamiento por encima
del catalizador ácido no produce ningún producto que interfiera con
el funcionamiento de la segunda etapa, el efluente de la primera
etapa puede caer en cascada directamente dentro de la segunda etapa
sin necesidad de una separación entre etapas.
La dimensión de la partícula y la naturaleza de
los catalizadores utilizados en ambas etapas serán determinadas
normalmente por el tipo de proceso utilizado, tal como: un proceso
de lecho fijo, de fase líquida, con flujo descendente; un proceso
de fase de goteo, de lecho fijo, con flujo ascendente; un proceso
de lecho fluidizado, con ebullición; o un proceso de lecho
fluidizado, con transporte. Todos estos esquemas diferentes de
proceso son conocidos, aunque la disposición de lecho fijo con
flujo descendente es preferido por la simplicidad de
funcionamiento.
Los productos de alimentación combinados son
tratados en primer lugar mediante el contacto con un catalizador
ácido según unas condiciones que tienen como resultado la
alquilación del benceno por olefinas para formar alquilaromáticos.
La mayoría del benceno viene del producto de alimentación
secundario, por ejemplo, del reformado, aunque alguna aromatización
de las olefinas que están presentes en el producto de alimentación
de nafta pueden tener lugar para formar benceno adicional. Las
condiciones moderadas, especialmente de temperatura, utilizadas en
esta fase, impiden normalmente un grado de aromatización muy grande
de olefinas y naftenos. Normalmente, la conversión de olefinas y
naftenos a nuevos aromáticos no representa más de un 25% en peso y
es normalmente menor, típicamente no más de un 20% en peso. Bajo
las condiciones más moderadas en la primera etapa, el contenido
total de aromático del producto final hidrotratado puede ser
realmente menor que el de los productos de alimentación combinados
como resultado de alguna hidrogenación aromática que tiene lugar
durante la segunda etapa de la reacción.
La craquización de forma selectiva de las
parafinas de bajo octanaje, principalmente
n-parafinas y olefinas, se produce para incrementar
el octanaje del producto con una producción de olefina incremental
que puede dar como resultado la alquilación de aromáticos,
especialmente de benceno. Estas reacciones se producen según
condiciones relativamente moderadas y las pérdidas de rendimiento
se mantienen en un nivel bajo. Dentro de ambas fases del proceso,
los rendimientos totales del líquido son típicamente de, como
mínimo, un 90% en volumen y pueden ser mayores, por ejemplo, un 95%
en volumen. En algunos casos, el rendimiento del líquido puede
estar sobre un 100% en volumen como resultado de la expansión en
volumen a partir de las reacciones que se producen.
De manera compuesta, la primera etapa del proceso
está marcada por una craquización de forma selectiva de componentes
de bajo octanaje en el producto de alimentación acoplado con la
alquilación de aromáticos. Las olefinas son derivadas a partir del
producto de alimentación así como una cantidad incremental a partir
de la craquización de parafinas y olefinas del producto de
alimentación combinado. Se puede producir alguna isomerización de
n-parafinas a parafinas de cadena ramificada de
mayor octanaje, haciendo una contribución adicional al octanaje del
producto final. Los niveles de benceno son reducidos mientras el
grado de alquilación aumenta a las temperaturas mayores de la
primera etapa, con una conversión de benceno típicamente en la gama
de 10 a 60%, de manera más usual desde 20 a 50%.
Las condiciones utilizadas en esta fase del
proceso son aquellas favorables a estas reacciones. Típicamente, la
temperatura de la primera fase será desde 300º a 850ºF (150º a
455ºC), de manera preferente desde 350º a 800ºF (177º a 425ºC). La
presión en esta zona de reacción no es crítica, debido a que la
hidrogenación no se produce, aunque una presión menor en esta etapa
tenderá a favorecer la producción de olefina por medio de la
craquización de los componentes de bajo octanaje del flujo del
producto de alimentación. La presión, que dependerá por lo tanto en
la mayoría de casos de la conveniencia del funcionamiento, será
típicamente de 50 a 1500 psig (445 a 10445 kPa), de manera
preferente de 300 a 1000 psig (2170 a 7000 kPa) con velocidades de
separación típicamente desde 0,5 a 10 LHSV (hr^{-1}), normalmente
desde 1 a 6 LHSV (hr^{-1}). Típicamente, se seleccionarán
proporciones de hidrógeno con respecto al hidrocarburo de 0 a 5000
SCF/Bbl (0 a 890 n.l.l.^{-1}), preferentemente de 100 a 2500
SCF/Bbl (18 a 445 n.l.l.^{-1}) para minimizar el envejecimiento
del catalizador.
Un cambio en el volumen del material que se
encuentra en la gama de ebullición de gasolinas se produce
típicamente en la primera fase. Algún descenso en el volumen del
líquido del producto se produce como el resultado de la conversión
a productos con punto de ebullición menor (C_{5}-), pero la
conversión a productos C_{5}- no es típicamente mayor que un 10
por ciento en volumen y normalmente por debajo del 5 por ciento en
volumen. Normalmente se produce una disminución adicional en
volumen como consecuencia de la conversión de olefinas a los
componentes aromáticos o su incorporación a aromáticos pero con una
aromatización limitada, lo cual normalmente no es significante. Si
el producto de alimentación incluye cantidades significantes de
componentes con punto de ebullición más elevado, la cantidad de
productos C_{5}- puede ser relativamente menor por esta razón, se
favorece la utilización de naftas con punto de ebullición más
elevado, especialmente las fracciones con un 95 por ciento de
puntos por encima de 350ºF (177ºC) e incluso de manera más
preferente por encima de 380ºF (193ºC) o mayor, por ejemplo, por
encima de 400ºF (205ºC). Normalmente, sin embargo, el 95 por ciento
de puntos no excederá de 520ºF (270ºC), y usualmente no será mayor
de 500ºF (260ºC).
El catalizador utilizado en la primera fase del
proceso posee una funcionalidad ácida suficiente para llevar las
reacciones deseadas de craquización, aromatización y alquilación.
Para esta finalidad, el catalizador tendrá un grado significante de
actividad ácida, y para esta finalidad los materiales más
preferentes son los materiales sólidos catalíticos de criba
molecular cristalina, que tienen una dimensión de poro intermedia y
la topología de un material con comportamiento ceolítico, que, en
forma de aluminosilicato, tiene un índice de forzamiento
"constraint" de 2 a 12. Los catalizadores preferentes para esta
finalidad son los materiales catalíticos con comportamiento
ceolítico de dimensión de poro intermedia, mostrado a título de
ejemplo por los materiales que actúan como ácidos que tienen una
topología de ceolitas de aluminosilicato de dimensión de poro
intermedia. Estos materiales catalíticos ceolíticos son mostrados a
título de ejemplo por aquellos que, en su forma de aluminosilicato,
tienen un Índice de forzamiento ("constraint") de 2 a 12. Se
hace referencia a la patente U.S.A 4.784.745 para una definición de
un índice de forzamiento y una descripción de cómo se mide este
valor, así como los detalles de un número de materiales catalíticos
que tienen la topología apropiada y la estructura del sistema de
poros para ser útil en esta etapa.
Las ceolitas de aluminosilicato de dimensión de
poro intermedia preferentes son aquellas que tienen la topología de
ZSM-5, ZSM-11,
ZSM-12, ZSM-21,
ZSM-22, ZSM-23,
ZSM-35, ZSM-48,
ZSM-50 o MCM-22,
MCM-36, MCM-49 y
MCM-56, preferentemente en la forma de
aluminosilicato. (Los materiales catalíticos más nuevos
identificados por los números MCM son dados a conocer en las
siguientes patentes: la ceolita MCM-22 es descrita
en la patente U.S.A. Nº 4.954.325; MCM-36 en la
patente U.S.A. Nº 5.250.277 y 5.292.698; MCM-49 en
la patente U.S.A. Nº 5.236.575; y MCM-56 en la
patente U.S.A. Nº 5.362.697). No obstante, se pueden emplear otros
materiales catalíticos que disponen de la funcionalidad ácida
adecuada. Un tipo especial de materiales catalíticos que pueden ser
utilizados son, por ejemplo, los materiales de ceolita con dimensión
de poro grande que tienen un índice de forzamiento de hasta 2 (en
forma de aluminosilicato). Las ceolitas de este tipo incluyen
mordenita, ceolita beta, faujasitas tales como ceolita Y y
ZSM-4. Se pueden utilizar asimismo otros materiales
sólidos refractarios que disponen de la actividad ácida, estructura
de poro y topología deseadas.
El catalizador debe disponer de suficiente
actividad ácida para convertir los componentes apropiados de la
nafta del producto de alimentación como se ha descrito
anteriormente. Una medida de la actividad ácida de un catalizador
es su número alfa. La prueba del número alfa es descrita en la
patente U.S.A. Nº 3.354.078 y en J. Catalysis, 4, 527 (1965); 6, 278
(1966); y 61, 395 (1980). Las condiciones experimentales de la
prueba utilizadas para determinar los valores alfa referidos en
esta memoria incluyen una temperatura constante de 538ºC y una
proporción de flujo variable como se describe en detalle en J.
Catalysis, 61, 395 (1980). El catalizador utilizado en esta etapa
del proceso dispone de manera adecuada de una actividad alfa de,
como mínimo, 20, normalmente en la gama de 20 a 800 y
preferentemente, como mínimo, de 50 a 200. No es apropiado para
este catalizador disponer de una actividad ácida demasiado elevada
debido a que es deseable solamente craquear y redisponer tanta
nafta del producto de alimentación como sea necesaria para mantener
el octanaje sin reducir intensamente el volumen del producto en la
gama de ebullición de gasolinas.
El componente activo del catalizador, por
ejemplo, la ceolita, puede ser utilizado normalmente en combinación
con un aglomerante o substrato, ya que las dimensiones de partícula
de los materiales que se comportan como ceolitas puras son
demasiado pequeñas, y conducen a un descenso excesivo de la presión
en un lecho de catalizador. Este aglomerante o substrato, que es
utilizado preferentemente en esta etapa, es un material aglomerante
adecuado y refractario. Ejemplos de estos materiales son bien
conocidos y típicamente incluyen sílice,
sílice-alúmina, sílice-circonio,
sílice-titanio, alúmina.
El catalizador utilizado en esta etapa del
proceso puede estar libre de cualquier componente de hidrogenación
del metal o puede contener una función de hidrogenación del metal.
Si se cree que es deseable bajo las condiciones reales utilizadas
con productos de alimentación particulares, los metales tales como
los metales base del Grupo VIII, especialmente molibdeno o
combinaciones, serán normalmente adecuados. Los metales nobles
tales como el platino o paladio no ofrecerán normalmente ventajas
sobre el níquel u otros metales base.
El hidrotratamiento del efluente de la primera
etapa puede realizarse por contacto del producto de alimentación
con un catalizador de hidrotratamiento. Según las condiciones de
hidrotratamiento, como mínimo, una parte del azufre presente en la
nafta que pasa sin cambios a través de la etapa de
craquización/aromatización es convertido a sulfuro de hidrógeno que
es eliminado cuando el efluente desulfurizado por hidrógeno pasa al
separador que sigue al dispositivo de hidrotratamiento. El producto
desulfurizado por hidrógeno hierve substancialmente en la misma
gama de ebullición que el producto de alimentación (gama de
ebullición de gasolinas), pero que tiene un contenido de azufre
menor que el producto de alimentación. Los niveles de azufre del
producto están típicamente por debajo de 300 ppm en peso y en la
mayoría de los casos por debajo de 50 ppm en peso. Asimismo, el
nitrógeno es reducido a niveles típicamente por debajo de 50 ppm en
peso, normalmente por debajo de 10 ppm en peso, mediante la
conversión a amoniaco que asimismo es eliminado en la etapa de
separación.
Si se utiliza una fase de pretratamiento antes de
la primera etapa del proceso catalítico, se puede utilizar el mismo
tipo de catalizador de hidrotratamiento que en la segunda etapa del
proceso, pero las condiciones pueden ser más moderadas para
minimizar la saturación de olefinas y el consumo de hidrógeno.
Debido a que la saturación de la primera unión doble de dienos es
favorable desde el punto de vista cinético/termodinámico sobre la
saturación de la segunda unión doble, se puede conseguir este
objetivo mediante la adecuada selección de condiciones.
Combinaciones adecuadas de los parámetros del proceso, tales como
la temperatura, la presión de hidrógeno y especialmente la velocidad
de separación, se pueden encontrar por medios empíricos. El
efluente del dispositivo de pretratamiento puede caer en cascada
directamente a la primera etapa del proceso, en el que cualquier
ligera exotermia que resulta de las reacciones de hidrogenación que
proporcionan un incremento útil de la temperatura para iniciar las
principales reacciones endotérmicas de la primera fase del
proceso.
En coherencia con el objetivo de mantener el
octanaje y volumen del producto, la conversión a productos cuya
ebullición está por debajo de la gama de ebullición de gasolinas
(C_{5}-) durante la segunda etapa de desulfuración por hidrógeno
se mantiene a mínimos. De manera adecuada, la temperatura de esta
fase es desde 400º a 850ºF (220º a 454ºC), de manera preferente
desde 500º a 750ºF (260º a 400ºC) con la precisa selección
dependiente de la desulfurización necesaria para un producto de
alimentación dado con el catalizador escogido. Un aumento de
temperatura se produce bajo las condiciones de reacción exotérmica,
con valores de 20º a 100ºF (11º a 55ºC) que son típicos bajo la
mayoría de condiciones y con las temperaturas de entrada al reactor
en la gama preferente de 500º a 750ºF (260º a 400ºC).
Debido a que la desulfurización de las naftas
craqueadas se produce normalmente de manera rápida, se puede
utilizar un descenso a presiones moderadas, típicamente desde 50 a
1500 psig (445 a 10443 kPa), de manera preferente desde 300 a 1000
psig (2170 a 7.000 kPa). Las presiones son presiones de la
totalidad del sistema, en la entrada del reactor. Se escogerá
normalmente la presión para mantener la gama de envejecimiento
deseada en el catalizador durante su utilización. La velocidad de
separación (etapa de desulfurización por hidrógeno) es típicamente
de 0,5 a 10 LHSV (hr^{-1}), de manera preferente de 1 a 6 LHSV
(hr^{-1}). La relación entre el hidrógeno con respecto al
hidrocarburo en el producto de alimentación es típicamente desde 500
a 5000 SCF/Bbl (90 a 900 n.l.l.^{-1}), normalmente desde 1000 a
2500 SCF/B (180 a 445 n.l.l.^{-1}). La magnitud de la
desulfurización dependerá del contenido de azufre del producto de
alimentación y, desde luego, de la especificación de azufre del
producto con los parámetros de reacción seleccionados de acuerdo con
lo anterior. Normalmente el proceso funcionará según una
combinación de condiciones de tal manera que la desulfurización
debe ser, como mínimo, del 50%, de manera preferente, como mínimo,
del 75%, si se compara con el contenido de azufre del producto de
alimentación. No es necesario llegar a niveles muy bajos de
nitrógeno, pero niveles muy bajos de nitrógeno pueden mejorar la
actividad del catalizador en la segunda etapa del proceso.
Normalmente, la desnitrogenación que acompaña a la desulfurización
tiene como resultado un contenido de nitrógeno orgánico aceptable
en el producto de alimentación respecto a la segunda etapa del
proceso.
El catalizador utilizado en la etapa de
desulfuración por hidrógeno es, de manera adecuada, un catalizador
de desulfuración convencional hecho a base de un metal del Grupo VI
y/o del Grupo VIII en un substrato adecuado. El metal del grupo VI
es normalmente molibdeno o tungsteno y el metal del grupo VIII es
normalmente níquel o cobalto. Son típicas las combinaciones tales
como Ni-Mo o Co-Mo. Asimismo, son
útiles en esta etapa otros metales que poseen una funcionalidad de
hidrogenación. El soporte del catalizador es de manera convencional
un sólido poroso, normalmente alúmina, o
sílice-alúmina, pero también se pueden utilizar
otros sólidos porosos tales como magnesio, titanio o sílice, ya sea
solos o mezclados con alúmina o sílice-alúmina,
según sea conveniente.
La dimensión de la partícula y la naturaleza del
catalizador estarán normalmente determinadas por el tipo de proceso
de conversión que se ha de llevar a cabo, tales como: un proceso
por lecho fijo, de fase líquida, flujo descendente; un proceso de
fase líquida, por lecho fijo, flujo ascendente; un proceso por
lecho fijo fluidizado, de fase líquida o gas, con ebullición; o un
proceso en fase líquida o gaseosa, con transporte y por lecho
fluidizado, como se ha indicado anteriormente, con el tipo de
funcionamiento preferente por lecho fijo, flujo descendente.
Tres partes en volumen de una fracción a 210ºF+
(99ºC+) de una nafta FCC fueron combinadas con una parte de la
fracción media de un reformado para producir un producto de
alimentación combinado con la composición y propiedades dadas en la
tabla 3. El producto de alimentación combinado fue alimentado con un
producto de alimentación secundario con hidrógeno a un reactor de
lecho fijo que contiene un catalizador ZSM-5 que
tiene las propiedades indicadas en la tabla 4.
La totalidad del efluente a partir del primer
reactor cae en cascada a un segundo reactor de lecho fijo que
contiene un catalizador comercial CoMo/Al_{2}O_{3} (Akzo
K742-3Q). La tasa del producto de alimentación fue
constante de tal manera que la velocidad de separación horaria del
líquido con el catalizador ZSM-5 fue 1,0 hr.^{-1}
y 2,0 hr.^{-1} con el catalizador de hidrotratamiento. La presión
total del reactor fue mantenida a 590 psig (4171 kPa) y el producto
de alimentación secundario de hidrógeno fue constante a 2000
SCF/Bbl (356 n.l.l.^{-1}) del producto de alimentación de nafta.
La temperatura del reactor de ZSM-5 varió desde
400º a 800ºF (205º a 427ºC) mientras la temperatura del reactor HDT
fue desde 500º a 700ºF (260º a 370ºC). Los resultados se muestran
en la tabla 5.
Como se muestra en la tabla 5, el aumento de la
temperatura del ZSM-5 a una HDT constante conduce
de manera intensa al aumento de los octanos y a la reducción del
rendimiento de C_{5}+. Asimismo se observaron conversiones de
benceno significantes alrededor del 40% a 750º hasta 800ºF (399º
hasta 427ºC) temperaturas del ZSM-5 comparadas con
el 13% debido a la saturación con el catalizador HDT. Asimismo se
pueden conseguir niveles de desulfurización por encima del 94%. El
consumo de hidrógeno disminuye con el aumento de la temperatura del
ZSM-5 debido a la conversión aumentada de las
olefinas de la nafta craqueada con el catalizador ácido en vez de a
partir de las reacciones que consumen hidrógeno con el catalizador
HDT; el consumo de hidrógeno puede ser reducido adicionalmente
mediante la reducción de la temperatura del HDT a 500ºF (260ºC) con
un pequeño efecto en la desulfuración por hidrógeno. Asimismo, esta
menor temperatura del HDT conduce a un octanaje del producto
aumentado mientras se reduce la saturación del aromático. La
aromatización de las olefinas y naftenos del producto de
alimentación se mantiene a un nivel bajo y dentro de ambas etapas
del proceso, el nivel de aromáticos puede incluso disminuir con
respecto al producto de alimentación. Los rendimientos del líquido
son elevados en todos los casos, se pueden conseguir los mayores
rendimientos que son obtenidos a las bajas temperaturas de la
primera etapa cuando aumenta el volumen del producto.
Claims (10)
1. Proceso de desulfuración por hidrógeno de un
producto de alimentación de hidrocarburo combinado que comprende
fracciones que contienen azufre, olefinas y benceno y que reduce el
contenido de benceno del producto de alimentación, comprendiendo
dicho proceso:
(a) el contacto con un producto de alimentación
combinado que comprende
(i) una fracción del producto de alimentación de
nafta craqueada que contiene azufre, cuya ebullición se encuentra
en la gama de ebullición de la gasolina que incluye parafinas que
incluyen n-parafinas de bajo octanaje, olefinas y
aromáticos, y
(ii) una fracción cuya ebullición se encuentra en
la gama de ebullición de la gasolina que contiene benceno,
en una primera etapa bajo condiciones de
craquización moderada que comprende la temperatura entre 204º y
427ºC con un catalizador ácido sólido que consiste esencialmente en
una ceolita ZSM-5 de dimensión de poro intermedia
que tiene una actividad ácida que comprende un valor alfa entre 20 y
200 para realizar la alquilación del benceno con olefinas para
formar alquilaromáticos y para craquear las parafinas y olefinas en
el producto de alimentación y para formar un producto intermedio de
contenido reducido de benceno con respecto a los productos de
alimentación combinados, y
(b) el contacto en una segunda etapa del producto
intermedio con un catalizador de desulfuración por hidrógeno bajo
la combinación de una temperatura elevada, una presión elevada y
una atmósfera que comprende hidrógeno, para convertir los
componentes que contienen azufre en el producto intermedio a azufre
inorgánico y producir un producto desulfurizado que comprende una
fracción de líquido que se encuentra normalmente en la gama de
ebullición de la gasolina.
2. Proceso, según la reivindicación 1, en el que
dicha fracción del producto de alimentación de nafta craqueada
comprende una fracción de nafta ligera que tiene una gama de
ebullición dentro de la gama de C_{6} a 166ºC.
3. Proceso, según la reivindicación 1, en el que
dicha fracción del producto de alimentación de nafta craqueada
comprende una fracción de nafta de gama completa que tiene una gama
de ebullición dentro de la gama de C_{5} a 216ºC.
4. Proceso, según la reivindicación 1, en el que
dicha fracción del producto de alimentación de nafta craqueada
comprende una fracción de nafta pesada que tiene una gama de
ebullición dentro de la gama de 166º a 260ºC.
5. Proceso, según la reivindicación 1, en el que
dicho producto de alimentación de nafta craqueada es una fracción
de nafta olefínica craqueada por vía catalítica.
6. Proceso, según la reivindicación 1, en el que
la fracción que contiene benceno es una fracción reformada.
7. Proceso, según la reivindicación 1, en el que
el catalizador de desulfuración por hidrógeno comprende un metal
del Grupo VIII y del Grupo VI.
8. Proceso, según la reivindicación 1, en el que
la primera etapa se lleva a cabo a una presión de 379 a 10446 kPa,
una velocidad de separación de 0,5 a 10 LHSV y una proporción de
hidrógeno con respecto al hidrocarburo de 0 a 890
n.l.l.^{-1}.
9. Proceso, según la reivindicación 1, en el que
la desulfuración por hidrógeno se lleva a cabo a una temperatura de
204ºC a 427ºC, una presión de 379 a 10446 kPa, una velocidad de
separación de 0,5 a 10 LHSV y una proporción de hidrógeno con
respecto al hidrocarburo de 89 a 890 n.l.l.^{-1}.
10. Proceso para mejorar la calidad de una
fracción del producto de alimentación que contiene azufre cuya
ebullición se encuentra en la gama de ebullición de la gasolina,
que contiene aromáticos mononucleares que incluyen benceno,
olefinas y parafinas, y para reducir el contenido de benceno de la
fracción, comprendiendo el proceso:
el contacto de una fracción del producto de
alimentación cuya ebullición se encuentra en la gama de ebullición
de la gasolina, que contiene aromáticos mononucleares que incluyen
benceno, olefinas y parafinas de bajo octanaje, y que comprende una
fracción de nafta craqueada que contiene azufre y un producto de
alimentación secundario de un reformado rico en benceno, en una
primera etapa bajo condiciones de craquización moderadas que
comprende una temperatura entre 204ºC y 427ºC, con un catalizador
ácido sólido de dimensión de poro intermedia que consiste
esencialmente en ceolita ZSM-5 que dispone de una
actividad ácida que comprende un valor de alfa entre 20 y 200 a una
presión de 2172 a 6998 kPa, una velocidad de separación de 1 a 6
LHSV y una proporción de hidrógeno con respecto al hidrocarburo de
17,8 a 445 n.l.l.^{-1},
la alquilación de benceno con olefinas para
formar alquilaromáticos y para craquear olefinas y parafinas de
bajo octanaje en el producto de alimentación, siendo la conversión
de olefinas y naftenos a aromáticos menor del 25% en peso, con una
conversión de benceno desde 10 al 60%, para formar un producto
intermedio de contenido reducido de benceno con respecto al producto
de alimentación, realizando la desulfuración por hidrógeno del
producto intermedio en presencia de un catalizador para la
desulfuración por hidrógeno a una temperatura de 260ºC hasta 427ºC,
una presión de 2172 a 6998 kPa, una velocidad de separación de 1 a
6 LHSV y una proporción de hidrógeno con respecto al hidrocarburo
de 178 a 445 n.l.l.^{-1},
la conversión de componentes que contienen azufre
en el producto intermedio a azufre inorgánico y la producción de un
producto desulfurizado con un rendimiento total del líquido de,
como mínimo, un 90% en volumen.
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