ES2671320T3 - Método para craquear una materia prima hidrocarbonada en una unidad de craqueador a vapor - Google Patents

Abstract

Un proceso para craquear una materia prima hidrocarbonada en una unidad de craqueador a vapor, que comprende las siguientes etapas de: alimentar una materia prima hidrocarbonada líquida a una unidad de hidrocraqueo, separar la corriente así hidrocraqueada en dicha unidad de hidrocraqueo en una corriente con alto contenido en compuestos aromáticos y una corriente gaseosa que comprende parafinas C2-C4, hidrógeno y metano, separar parafinas C2-C4 de dicha corriente gaseosa, separar adicionalmente parafinas C2-C4 en corrientes individuales, comprendiendo predominantemente cada corriente parafinas C2, parafinas C3 y parafinas C4, respectivamente, alimentar cada corriente individual a una sección de horno específica de dicha unidad de craqueador a vapor, en el que las condiciones de proceso en dicha unidad de hidrocraqueo son una temperatura de 300-450ºC, una presión de 300-5000 kPa manométricos y una velocidad espacial horaria en peso de 0,1-10 h-1.

Description

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DESCRIPCION

Método para craquear una materia prima hidrocarbonada en una unidad de craqueador a vapor

La presente invención se refiere a un proceso para craquear una materia prima hidrocarbonada en una unidad de craqueador a vapor.

Convencionalmente, el crudo se procesa, por medio de destilación, para dar varios cortes tales como nafta, gasóleos y residuos. Cada uno de estos cortes tiene varios usos potenciales, tales como para producir combustibles de transporte tales como gasolina, diésel y queroseno, o como alimentaciones para algunos productos petroquímicos y otras unidades de procesamiento.

Los cortes de crudo ligeros, tales como naftas y algunos gasóleos pueden usarse para producir olefinas ligeras y compuestos aromáticos de un solo anillo por medio de procesos, tal como craqueo a vapor, en el que la corriente de alimentación de hidrocarburo se evapora y se diluye con vapor, entonces se expone a una temperatura muy alta (de 800°C a 860°C) en tubos (de reactor) de horno de bajo tiempo de residencia (<1 segundo). En un proceso de este tipo, las moléculas de hidrocarburo en la alimentación se transforman en moléculas (en promedio) más cortas y moléculas con relaciones menores de hidrógeno con respecto a carbono (tal como olefinas) en comparación con las moléculas de alimentación. Este proceso también genera hidrógeno como un subproducto útil y cantidades significativas de coproductos de menor valor, tales como metano y compuestos aromáticos C9+ y especies aromáticas condensadas (que contienen dos o más anillos aromáticos que comparten bordes).

Normalmente, las corrientes con contenido en compuestos aromáticos superiores más pesados (o de mayor punto de ebullición), tales como residuos, se procesan adicionalmente en una refinería de crudo para maximizar los rendimientos de productos (destilables) más ligeros a partir del crudo. Este procesamiento puede llevarse a cabo mediante procesos tales como hidrocraqueo (mediante el cual la alimentación de hidrocraqueador se expone a un catalizador adecuado en condiciones que dan como resultado que algo de la fracción de las moléculas de alimentación se rompa en moléculas de hidrocarburo más cortas con la adición simultánea de hidrógeno). El hidrocraqueo con corriente en refinería de crudo pesado se lleva a cabo normalmente a altas presiones y temperaturas y por tanto tiene un alto coste de capital.

Un aspecto de una combinación de este tipo de destilación de crudo y craqueo a vapor de los cortes de destilación más ligeros es el capital y otros costes asociados con la destilación fraccionada de crudo. Los cortes de crudo más pesados (es decir aquellos que experimentan ebullición más allá de ~350°C) son relativamente ricos en especies aromáticas sustituidas y especialmente especies aromáticas condensadas sustituidas (que contienen dos o más anillos aromáticos que comparten bordes) y en condiciones de craqueo a vapor estos materiales proporcionan cantidades sustanciales de subproductos pesados tales como compuestos aromáticos C9+ y compuestos aromáticos condensados. Por tanto, una consecuencia de la combinación convencional de destilación de crudo y craqueo a vapor es que una fracción sustancial del crudo no se procesa por medio del craqueador a vapor ya que el rendimiento de craqueo de productos valiosos a partir de cortes más pesados no se considera que sea suficientemente alto.

Otro aspecto de la tecnología comentada anteriormente es que, incluso cuando solo se procesan cortes de crudo ligero (tal como nafta) por medio de craqueo a vapor, una fracción significativa de la corriente de alimentación se convierte en subproductos pesados de bajo valor, tales como compuestos aromáticos C9+ y compuestos aromáticos condensados. Con naftas y gasóleos típicos, estos subproductos pesados pueden constituir del 2% al 25% del rendimiento de producto total (tabla VI, página 295, Pyrolysis: Theory and Industrial Practice de Lyle F. Albright et al, Academic Press, 1983). Aunque esto representa una disminución financiera significativa de la nafta cara a un material de menor valor a escala de un vapor convencional, el rendimiento de estos subproductos pesados no justifica normalmente la inversión de capital requerida para revalorizar estos materiales (por ejemplo mediante hidrocraqueo) para dar corrientes que pueden producir cantidades significativas de productos químicos de mayor valor. Esto se debe en parte a que las plantas de hidrocraqueo tienen altos costes de capital y, como con la mayoría de los procesos petroquímicos, el coste de capital de estas unidades aumenta a escala normalmente con una producción elevada hasta la potencia de 0,6 o 0,7. Por consiguiente, normalmente se considera que los costes de capital de una unidad de hidrocraqueo de escala pequeña son demasiado altos para justificar una inversión de este tipo para procesar subproductos pesados de craqueador a vapor.

Otro aspecto del hidrocraqueo convencional de corrientes de refinería de crudo pesado, tales como residuos, es que se lleva a cabo normalmente en condiciones de compromiso elegidas para conseguir la conversión global deseada. Como las corrientes de alimentación contienen una mezcla de especies con un intervalo de facilidad de craqueo, esto da como resultado que algo de la fracción de los productos destilables formados mediante hidrocraqueo de especies hidrocraqueadas de manera relativamente fácil se convierta adicionalmente en las condiciones necesarias para someter a hidrocraqueo especies más difíciles de hidrocraquear. Esto aumenta el consumo de hidrógeno y las dificultades de gestión de calor asociadas con el proceso y también aumenta el rendimiento de moléculas ligeras, tales como metano, a costa de especies más valiosas.

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Una característica de una combinación de este tipo de destilación de crudo y craqueo a vapor de los cortes de destilación más ligeros es que los tubos de horno de craqueo a vapor normalmente no son adecuados para el procesamiento de cortes que contienen cantidades significativas de material con un punto de ebullición mayor de ~350oC, ya que es difícil garantizar una evaporación completa de estos cortes antes de exponer la corriente de hidrocarburo y vapor mixta a las altas temperaturas requeridas para fomentar el craqueo térmico. Si están presentes gotas de hidrocarburo líquido en las secciones calientes de tubos de craqueo, el coque se deposita rápidamente sobre la superficie de los tubos, lo que reduce la transferencia de calor y aumenta la caída de presión y en última instancia acorta el funcionamiento del tubo de craqueo, necesitando una parada del tubo para permitir la descoquización. Debido a esta dificultad, una proporción significativa del crudo original no puede procesarse para dar olefinas ligeras y especies aromáticas por medio de un craqueador de vapor.

El documento US2009173665 se refiere a un catalizador y a un proceso para aumentar el contenido en compuestos monoaromáticos de materias primas hidrocarbonadas que incluyen compuestos aromáticos polinucleares, pudiendo conseguirse el aumento en compuestos monoaromáticos con un aumento en los rendimientos de gasolina/diésel y mientras se reducen los compuestos no deseados, proporcionando de ese modo una vía para revalorizar hidrocarburos que incluyen cantidades significativas de compuestos aromáticos polinucleares.

El documento FR 2 364 879 se refiere a un proceso selectivo para producir hidrocarburos olefínicos ligeros que tienen 2 y 3 átomos de carbono respectivamente por molécula, particularmente etileno y propileno, que se obtienen mediante la hidrogenólisis o el hidrocraqueo seguido de craqueo a vapor.

El documento DE 2708412 se refiere a un proceso integrado para producir etileno que comprende una etapa de introducir una materia prima hidrocarbonada en un reactor de hidrocraqueo libre de catalizador de hidrocraqueo no térmico en condiciones de temperatura en el intervalo de desde 510 - 8l5°C, una presión en el intervalo de desde 15-70 atm y un tiempo de residencia en el intervalo de desde 5-60 s, una etapa de separar hidrocarburos aromáticos, una etapa de separar una corriente que consiste esencialmente en hidrocarburos C2-C3 mediante técnicas criogénicas; e introducir dicha corriente en una zona de craqueo mantenida en condiciones para convertir hidrocarburos en una corriente que comprende principalmente etileno.

El documento US 3944481 se refiere a un proceso para convertir fracciones de crudo en un producto de olefina sometiendo a hidrocraqueo las fracciones de crudo para dar parafinas C2 - C5 y sometiendo a craqueo térmico estas para dar una mezcla de olefinas C2 - C3, separándose hidrógeno, metano y los componentes C6 - C9 de la fracción C2 - C5 y entonces se mezcla la fracción C2 - C5 con vapor y se inyecta en el craqueador térmico.

El documento EP 0023802 se refiere a un proceso para producir parafinas ligeras que comprende someter a hidrocraqueo una fracción de crudo que experimenta ebullición en el intervalo de 93°C a 538°C a una presión por encima de 2859 kPa, una temperatura de 300 a 565°C, una razón molar de hidrógeno/hidrocarburo de 4:1 a 50:1 y un tiempo de residencia de 1 a 180 segundos sobre un catalizador, y recuperando un producto de alcano C2-C5, en el que dicho producto de alcano se craquea térmicamente para dar etileno y propileno.

El documento GB 1148967 se refiere a un proceso para la preparación de etileno, que comprende someter a hidrocraqueo un aceite hidrocarbonado que experimenta ebullición por debajo de 250°C a temperatura elevada en presencia de hidrógeno y un catalizador, separar una mezcla de hidrocarburos del producto de reacción del hidrocraqueo, craquear térmicamente esta mezcla a una temperatura elevada en presencia de vapor, y separar etileno del producto de reacción del craqueo térmico. La mezcla de hidrocarburos formada a partir del aceite hidrocarbonado como resultado del hidrocraqueo está presente como un líquido en el sistema de separación gas/líquido y se hace pasar a través de una línea al horno de craqueo a vapor.

El documento GB 1250615 se refiere a un proceso de extracción de compuestos aromáticos, mediante el cual pueden extraerse compuestos aromáticos de hidrocraqueados que contienen compuestos aromáticos.

El documento US 3842138 se refiere a un método de craqueo térmico en presencia de hidrógeno de una carga de hidrocarburos de petróleo, en el que el proceso de hidrocraqueo se lleva a cabo a una presión de 5 y 70 bar en la salida del reactor con tiempos de residencia muy cortos de 0,01 y 0,5 segundos y un intervalo de temperatura en la salida del reactor que se extiende entre 625 y 1000°C. Un objeto de la presente invención es proporcionar un método para revalorizar nafta para dar compuestos aromáticos y materia prima de craqueador a vapor que comprende parafinas C2-C4.

Otro objeto de la presente invención es proporcionar un método para convertir alimentaciones líquidas relativamente pesadas, tales como diésel y gasóleo atmosférico, para producir una corriente de producto de hidrocraqueo que comprende hidrocarburos monoaromáticos y parafinas C2-C4.

Otro objeto de la presente invención es procesar una materia prima líquida pesada, al tiempo que se minimiza la producción de subproductos C9+ pesados.

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La presente invención se refiere a un proceso para craquear una materia prima hidrocarbonada en una unidad de craqueador a vapor, que comprende las siguientes etapas de:

alimentar una materia prima hidrocarbonada líquida a una unidad de hidrocraqueo,

separar la corriente así hidrocraqueada en dicha unidad de hidrocraqueo en una corriente con alto contenido en compuestos aromáticos y una corriente gaseosa que comprende parafinas C2-C4, hidrógeno y metano,

separar parafinas C2-C4 de dicha corriente gaseosa en corrientes individuales, comprendiendo predominantemente cada corriente parafinas C2, parafinas C3 y parafinas C4, respectivamente,

alimentar cada corriente individual a una sección de horno específica de dicha unidad de craqueador a vapor, siendo las condiciones de proceso en dicha unidad de hidrocraqueo una temperatura de 300-450°C, una presión de 3005000 kPa manométricos y una velocidad espacial horaria en peso de 0,1-10 h-1.

Basándose en un proceso de este tipo se alcanzan uno o más de los presentes objetos.

Según un método de este tipo, la materia prima hidrocraqueada puede usarse como materia prima para una unidad de craqueador a vapor. Los compuestos aromáticos se separan de la corriente gaseosa y no se enviarán a la unidad de craqueador a vapor, sino que se procesarán adicionalmente en una unidad independiente. El metano y otros componentes ligeros pueden pretratarse en un separador para separar parafinas C2-C4 de dicha corriente gaseosa y las parafinas C2-C4 enviarse a una unidad de craqueador a vapor. El gas típico producido en una unidad de craqueador a vapor contiene habitualmente mucho hidrógeno a menudo alimentado para satisfacer la demanda de energía del craqueador de vapor. Por tanto, esto mejorará el rendimiento de energía y el equilibrio de hidrógeno.

Por consiguiente, el objetivo principal de la presente invención es producir LPG (etano, propano, butanos), que puede procesarse en una unidad de craqueador a vapor de gas. Poniendo una unidad de hidrocraqueador diseñada de manera adecuada delante de un craqueador de vapor de gas, y alimentando dicha unidad de hidrocraqueador con una materia prima hidrocarbonada líquida, tal como por ejemplo nafta, actúa efectivamente como unidad de pretratamiento de alimentación para el craqueador a vapor de gas, haciendo que una alimentación de lo contrario inadecuada sea adecuada para su procesamiento en craqueadores de vapor de gas existentes. Posibles alimentaciones para procesarse según el presente método pueden ser corrientes de hidrocarburo, tales como diésel, queroseno, gasóleos atmosféricos (AGO), condensados de gas, nafta y materiales cerosos.

Según la presente invención, el proceso para producir C2-C4 olefinas e hidrocarburos aromáticos que tienen un anillo aromático comprende una etapa de poner en contacto una materia prima hidrocarbonada líquida que tiene un punto de ebullición en el intervalo de 20 - 350°C en presencia de hidrógeno con un catalizador de hidrocraqueo para producir una corriente de producto de hidrocraqueo que comprende hidrocarburos aromáticos que tienen un anillo aromático y parafinas C2-C4, una etapa de separar los hidrocarburos aromáticos que tienen un anillo aromático de la corriente de producto de hidrocraqueo; y una etapa de separar las parafinas C2-C4 de la corriente de producto de hidrocraqueo y alimentar dichas parafinas C2-C4 separadas a hornos de pirólisis especializados para llevar a cabo una reacción de pirólisis para producir una corriente de producto de pirólisis que comprende C2-C4 olefinas.

En realizaciones preferidas, una parte del hidrógeno comprendido en la corriente de producto de pirólisis se separa y se alimenta a la etapa de hidrocraqueo, los hidrocarburos C5+ comprendidos en la corriente de producto de pirólisis se separan y se alimentan a la etapa de hidrocraqueo, los hidrocarburos aromáticos que tienen un anillo aromático se separan de la corriente de producto de hidrocraqueo usando un separador, por ejemplo un proceso de destilación o un proceso de extracción por disolvente, las parafinas C2-C4 se separan de la fracción gaseosa de la corriente de producto de hidrocraqueo usando un separador, por ejemplo un proceso de destilación.

Según otras realizaciones preferidas, puede pretratarse la alimentación de hidrocarburo (por ejemplo mediante extracción por disolvente) para separar los compuestos aromáticos + naftenos (extracto) y las parafinas (refinado). Por consiguiente, puede procesarse la corriente de compuestos aromáticos + naftenos por medio de un hidrocraqueador (para hacer el HDS y eliminar cualquier traza de parafinas y deshidrogenar los naftenos para hacer compuestos aromáticos con especificación para venta) y enviar las parafinas al craqueador a vapor para hacer olefinas ligeras. Esta combinación de procesos minimizará el consumo de hidrógeno y minimizará el gas de combustible elaborado de la unidad de craqueador a vapor.

Tal como se comentó anteriormente, el presente proceso comprende además separar dicha corriente con alto contenido en compuestos aromáticos en una corriente de compuestos aromáticos pesados y una corriente con alto contenido en compuestos monoaromáticos, usando especialmente un separador del tipo de destilación.

Según otra realización fuera del alcance de la presente invención, el presente proceso comprende además alimentar la corriente gaseosa, es decir que comprende predominantemente parafinas C2-C4, a una unidad de deshidrogenación para obtener hidrógeno, olefinas C3 y olefinas C4. Esto significa que la corriente gaseosa producida en la unidad de hidrocraqueo puede enviarse a diferentes vías, es decir a la unidad de craqueador a vapor

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o a la unidad de deshidrogenación. Esta elección de vías proporciona flexibilidad al presente método. Procesos para la deshidrogenación de alcanos inferiores, tales como propano y butanos, se describen como proceso de deshidrogenación de alcanos inferiores.

El presente proceso comprende separar parafinas C2-C4 en corrientes individuales, comprendiendo predominantemente cada corriente parafinas C2, parafinas C3 y parafinas C4, respectivamente, y alimentar cada corriente individual a una sección de horno específica de dicha unidad de craqueador a vapor. Esto significa que una corriente de C2, corriente que comprende predominantemente parafinas C2, se envía a una sección de horno de C2 específica de la unidad de craqueador a vapor. Lo mismo es aplicable para una corriente de C3 y una corriente C4. Una separación de este tipo en corrientes específicas tiene una influencia positiva sobre el rendimiento de producto de la unidad de craqueador a vapor. En una realización preferida fuera del alcance de la invención, la corriente de C3 y la corriente C4, como corrientes independientes o como corriente C3+C4 combinada, se envían a una unidad de deshidrogenación. Más en detalle, el método fuera del alcance de la invención comprende además separar parafinas C2-C4 en corrientes individuales, comprendiendo predominantemente cada corriente parafinas C2, parafinas C3 y parafinas C4, respectivamente, y alimentar la corriente que comprende predominantemente parafina C2 a un craqueador a vapor, al tiempo que se alimenta la corriente que comprende predominantemente parafina C3 a una unidad de deshidrogenación de propano y se alimenta la corriente que comprende predominantemente parafina C4 a una unidad de deshidrogenación de butano.

Tal como se comentó anteriormente, la corriente gaseosa producida en la unidad de hidrocraqueo contiene un amplio espectro de productos hidrocraqueados. En una realización preferida, no solo se recuperarán las parafinas C2-C4 del producto gaseoso sino también los otros componentes valiosos, tales como hidrógeno y metano. La corriente que contiene hidrógeno y metano se recirculará preferiblemente a la unidad de hidrocraqueo. Además, también se prefiere tener una corriente de purga en la unidad de hidrocraqueo para impedir la acumulación de componentes no deseados.

El método para separar dichas parafinas C2-C4 de dicha corriente gaseosa se lleva a cabo preferiblemente mediante una separación del tipo elegido de destilación criogénica o extracción por disolvente.

Las condiciones de proceso a modo de ejemplo en el hidrocraqueo incluyen una temperatura de 300-550°C, una presión de 300-5000 kPa manométricos y una velocidad espacial horaria en peso de 0,1-10 h-1. Las condiciones de hidrocraqueo a modo de ejemplo incluyen una temperatura de 350-550°C, una presión de 600-3000 kPa manométricos y una velocidad espacial horaria en peso de 0,2-2 h-1.

El diseño de tipo de reactor de dicha unidad de hidrocraqueo se elige del grupo del tipo de lecho fijo, tipo de reactor con lecho en ebullición y el tipo de suspensión espesa, en el que se prefiere el tipo de lecho fijo.

Ejemplos de la materia prima hidrocarbonada para dicha unidad de hidrocraqueo son del tipo nafta, queroseno, diésel, gasóleo atmosférico (AGO), condensados de gas, nafta, ceras o combinaciones de los mismos.

La separación de la corriente con alto contenido en compuestos aromáticos es preferiblemente del tipo de destilación.

Según una realización preferida, el proceso según la presente invención comprende además separar compuestos aromáticos C7 a C9, por ejemplo una fracción rica en tolueno y xileno, de la corriente con alto contenido en compuestos monoaromáticos, y convertir dichos compuestos aromáticos C7 a C9 en una fracción rica en benceno.

Además, el proceso según la presente invención comprende además recuperar una parte de hidrógeno de la corriente de producto de dicha unidad de craqueador a vapor y alimentar dicho hidrógeno a dicha unidad de hidrocraqueo.

Tal como se comentó anteriormente, el presente método comprende además recuperar hidrocarburos C5+ de la corriente de producto de dicha unidad de craqueador a vapor y alimentar dichos hidrocarburos C5+ a dicha unidad de hidrocraqueo.

El término “crudo” tal como se usa en el presente documento se refiere al petróleo extraído de formaciones geológicas en su forma no refinada. Cualquier crudo es adecuado como material de fuente para el proceso de esta invención, incluyendo crudos pesado arábigo, ligero arábigo, de otro golfo, crudos Brent, del mar del Norte, crudos del norte y oeste de África, crudos indonesio, chino y mezclas de los mismos, pero también petróleo de esquisto, arenas bituminosas y petróleos de base biológica. El crudo es preferiblemente petróleo convencional que tiene una gravedad API de más de 20° API medida mediante la norma ASTM D287. Más preferiblemente, el crudo usado es un crudo ligero que tiene una gravedad API de más de 30° API. Lo más preferiblemente, el crudo comprende crudo ligero arábigo. El crudo ligero arábigo tiene normalmente una gravedad API de entre 32-36° API y un contenido en azufre de entre el 1,5-4,5% en peso.

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El término “petroquímicos” o “productos petroquímicos” tal como se usa en el presente documento se refiere a productos químicos derivados de crudo que no se usan como combustibles. Los productos petroquímicos incluyen olefinas y compuestos aromáticos que se usan como materia prima básica para producir productos químicos y polímeros. Los productos petroquímicos de alto valor incluyen olefinas y compuestos aromáticos. Las olefinas de alto valor típicas incluyen, pero no se limitan a, etileno, propileno, butadieno, butileno-1, isobutileno, isopreno, ciclopentadieno y estireno. Los compuestos aromáticos de alto valor típicos incluyen, pero no se limitan a, benceno, tolueno, xileno y etilbenceno.

El término “combustibles” tal como se usa en el presente documento se refiere a productos derivados de crudo usados como portador de energía. A diferencia de los productos petroquímicos, que son una colección de compuestos ampliamente definidos, los combustibles normalmente son mezclas complejas de diferentes compuestos hidrocarbonados. Los combustibles producidos comúnmente por refinerías de petróleo incluyen, pero no se limitan a, gasolina, combustible de avión, combustible diésel, fueloil pesado y coque de petróleo.

El término “hidrocarburos aromáticos” o “compuestos aromáticos” se conoce muy ampliamente en la técnica. Por consiguiente, el término “hidrocarburo aromático” se refiere un hidrocarburo conjugado cíclicamente con una estabilidad (debido a deslocalización) que es significativamente mayor que la de una estructura localizada hipotética (por ejemplo estructura Kekulé). El método más común para determinar la aromaticidad de un hidrocarburo dado es la observación de la diatropicidad en el espectro de 1H-RMN, por ejemplo la presencia de desplazamientos químicos en el intervalo de desde 7,2 hasta 7,3 ppm para protones de anillo de benceno.

Los términos “hidrocarburos nafténicos” o “naftenos” o “cicloalcanos” se usan en el presente documento teniendo su significado establecido y por consiguiente se refiere a tipos de alcanos que tienen uno o más anillos de átomos de carbono en la estructura química de sus moléculas.

El término “olefina” se usa en el presente documento teniendo su significado ampliamente establecido. Por consiguiente, olefina se refiere a un compuesto hidrocarbonado insaturado que contiene al menos un doble enlace carbono-carbono. Preferiblemente, el término “olefinas” se refiere a una mezcla que comprende dos o más de etileno, propileno, butadieno, butileno-1, isobutileno, isopreno y ciclopentadieno.

El término “LPG” tal como se usa en el presente documento se refiere al acrónimo ampliamente establecido para el término “gas de petróleo licuado”. LPG consiste generalmente en una mezcla de hidrocarburos C2-C4, es decir una mezcla de hidrocarburos C2, C3 y C4.

El término “BTX” tal como se usa en el presente documento se refiere a una mezcla de benceno, tolueno y xilenos.

Tal como se usa en el presente documento, el término “hidrocarburos C#”, donde “#” es un número entero positivo, pretende describir todos los hidrocarburos que tienen # átomos de carbono. Además, el término “hidrocarburos C#+” pretende describir todas las moléculas de hidrocarburo que tienen # o más átomos de carbono. Por consiguiente, el término “hidrocarburos C5+” pretende describir una mezcla de hidrocarburos que tiene 5 o más átomos de carbono. Por consiguiente, el término “alcanos C5+” se refiere a alcanos que tienen 5 o más átomos de carbono.

Tal como se usa en el presente documento, el término “unidad de hidrocraqueador” o “hidrocraqueador” se refiere a una unidad de refinería en la que se realiza un proceso de hidrocraqueo, es decir un proceso de craqueo catalítico asistido por la presencia de una presión de hidrógeno parcial elevada; véase por ejemplo Alfke et al. (2007) loc.cit. Los productos de este proceso son hidrocarburos saturados y, dependiendo de las condiciones de reacción tales como temperatura, presión y velocidad espacial y actividad de catalizador, incluyendo los hidrocarburos aromáticos BTX. Las condiciones de proceso a modo de ejemplo usadas para hidrocraqueo incluyen generalmente una temperatura de proceso de 200-600°C, presiones elevadas de 0,2-20 MPa, velocidades espaciales de entre 0,110 h-1.

Las reacciones de hidrocraqueo avanzan a través de un mecanismo bifuncional que requiere una función ácido, que proporciona el craqueo y la isomerización y que proporciona rotura y/o transposición de los enlaces carbono-carbono comprendidos en los compuestos hidrocarbonados comprendidos en la alimentación, y una función de hidrogenación. Muchos catalizadores usados para el proceso de hidrocraqueo se forman combinando diversos metales de transición, o sulfuros de metal con el soporte sólido tal como alúmina, sílice, alúmina-sílice, magnesia y zeolitas.

Tal como se usa en el presente documento, el término “unidad de hidrocraqueo de alimentación” o “FHC” se refiere a una unidad de refinería para realizar un proceso de hidrocraqueo adecuado para convertir una alimentación de hidrocarburo compleja que es relativamente rica en compuestos hidrocarbonados nafténicos y parafínicos - tal como cortes de primera destilación incluyendo, pero sin limitarse a, nafta - en LPG y alcanos. Preferiblemente, la alimentación de hidrocarburo que se somete a hidrocraqueo de alimentación comprende nafta. Por consiguiente, el producto principal producido mediante hidrocraqueo de alimentación es LPG, que debe convertirse en olefinas (es decir que debe usarse como alimentación para la conversión de alcanos en olefinas). El proceso de FHC puede optimizarse para mantener un anillo aromático intacto de los compuestos aromáticos comprendidos en la corriente

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de alimentación de FHC, pero para eliminar la mayoría de las cadenas laterales de dicho anillo aromático. En tal caso, las condiciones de proceso que deben emplearse para FHC son comparables a las condiciones de proceso que deben usarse en el proceso de GHC descrito anteriormente en el presente documento. Alternativamente, el proceso de FHC puede optimizarse para abrir el anillo aromático de los hidrocarburos aromáticos comprendidos en la corriente de alimentación de FHC. Esto puede conseguirse modificando el proceso de GHC descrito en el presente documento aumentando la actividad de hidrogenación del catalizador, opcionalmente en combinación con la selección de una temperatura de proceso menor, opcionalmente en combinación con una velocidad espacial reducida. Por tanto, las condiciones de hidrocraqueo de alimentación a modo de ejemplo incluyen una temperatura de 300-550°C, una presión de 300-5000 kPa manométricos y una velocidad espacial horaria en peso de 0,1-10 h-1. Las condiciones de hidrocraqueo de alimentación en la presente invención incluyen una temperatura de 300-450°C, una presión de 300-5000 kPa manométricos y una velocidad espacial horaria en peso de 0,1-10 h-1. Las condiciones de FHC incluso más preferidas optimizadas para la apertura de anillo de hidrocarburos aromáticos incluyen una temperatura de 300-400°C, preferiblemente una temperatura de 350-450°C, más preferiblemente 375- 450°C, una presión de 600-3000 kPa manométricos y una velocidad espacial horaria en peso de 0,2-2 h-1.

La “unidad de apertura de anillo aromático” se refiere a una unidad de refinería, en la que se realiza el proceso de apertura de anillo aromático. La apertura de anillo aromático es un proceso de hidrocraqueo específico que es particularmente adecuado para convertir un alimentación que es relativamente rica en hidrocarburo aromático que tiene un punto de ebullición en el intervalo del punto de ebullición de queroseno y gasóleo para producir LPG y, dependiendo de las condiciones de proceso, un destilado ligero (gasolina derivada de ARO). Un proceso de apertura de anillo aromático de este tipo (proceso ARO) se describe por ejemplo en el documento US 7.513.988. Por consiguiente, el proceso ARO puede comprender saturación de anillo aromático a una temperatura de 100-500°C, preferiblemente 200-500°C y más preferiblemente 300-500°C, una presión de 2-10 MPa junto con el 5-30% en peso, preferiblemente el 10-30% en peso de hidrógeno (en relación con la materia prima hidrocarbonada) en presencia de un catalizador de hidrogenación aromático y escisión de anillo a una temperatura de 200-600°C, preferiblemente 300-400°C, una presión de 1-12 MPa junto con el 5-20% en peso de hidrógeno (en relación con la materia prima hidrocarbonada) en presencia de un catalizador de escisión de anillo, pudiendo realizarse dicha saturación de anillo aromático y escisión de anillo en un reactor o en dos reactores consecutivos. El catalizador de hidrogenación aromático puede ser un catalizador de hidrogenación/hidrotratamiento convencional tal como un catalizador que comprende una mezcla de Ni, W y Mo sobre un soporte refractario, normalmente alúmina. El catalizador de escisión de anillo comprende un componente de sulfuro de metal de transición o de metal y un soporte. Preferiblemente, el catalizador comprende uno o más elementos seleccionados del grupo que consiste en Pd, Rh, Ru, Ir, Os, Cu, Co, Ni, Pt, Fe, Zn, Ga, In, Mo, W y V en forma metálica o de sulfuro de metal soportada sobre un sólido ácido tal como alúmina, sílice, alúmina-sílice y zeolitas. Adaptando o bien individualmente o bien en combinación la composición de catalizador, la temperatura de funcionamiento, la velocidad espacial de funcionamiento y/o la presión parcial de hidrógeno, el proceso puede dirigirse hacia la saturación completa y la posterior escisión de todos los anillos o hacia mantener un anillo aromático insaturado y la posterior escisión de todos excepto un anillo. En el último caso, el proceso ARO produce un destilado ligero (“gasolina ARO”) que es relativamente rica en compuestos hidrocarbonados que tienen un anillo aromático.

Tal como se usa en el presente documento, el término “unidad de desaromatización” se refiere a una unidad de refinería para la separación de hidrocarburos aromáticos, tales como BTX, de una alimentación de hidrocarburos mixta. Tales procesos de desaromatización se describen en Folkins (2000) Bencene, Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry. Por consiguiente, existen procesos para separar una corriente hidrocarbonada mixta en una primera corriente que está enriquecida para compuestos aromáticos y una segunda corriente que está enriquecida para parafinas y naftenos. Un método preferido para separar hidrocarburos aromáticos de una mezcla de hidrocarburos aromáticos y alifáticos es extracción por disolvente; véase por ejemplo el documento WO 2012135111 A2. Los disolventes preferidos usados en extracción aromática por disolvente son sulfolano, tetraetilenglicol y N- metilpirrolidona, que son disolventes usados comúnmente en procesos de extracción de compuestos aromáticos comerciales. Estas especies se usan a menudo en combinación con otros disolventes u otros productos químicos (denominados en ocasiones codisolventes) tal como agua y/o alcoholes. Se prefieren particularmente disolventes que no contienen nitrógeno tales como sulfolano. Los procesos de desaromatizacón aplicados comercialmente son menos preferidos para la desaromatización de mezclas de hidrocarburo que tienen un intervalo de punto de ebullición que supera los 250°C, preferiblemente 200°C, ya que es necesario que el punto de ebullición del disolvente usado en tal extracción por disolvente sea menor que el punto de ebullición de los compuestos aromáticos que deben extraerse. La extracción por disolvente de compuestos aromáticos pesados se describe en la técnica; véase por ejemplo el documento US 5.880.325. Alternativamente, otros métodos conocidos distintos de la extracción por disolvente, tal como separación por tamiz molecular o separación a base del punto de ebullición, pueden aplicarse para la separación de compuestos aromáticos pesados en un proceso de desaromatización.

Un proceso para separar una corriente hidrocarbonada mixta en una corriente que comprende predominantemente parafinas y una segunda corriente que comprende predominantemente compuestos aromáticos y naftenos comprende procesar dicha corriente hidrocarbonada mixta en una unidad de extracción por disolvente que comprende tres columnas de procesamiento de hidrocarburos principales: columna de extracción por disolvente, columna de separación y columna de extracto. Los disolventes convencionales selectivos para la extracción de compuestos aromáticos también son selectivos para disolver especies nafténicas ligeras y en menor medida

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especies parafínicas ligeras, comprendiendo por tanto la corriente que sale de la base de la columna de extracción por disolvente, disolvente junto con las especies aromáticas, nafténicas y parafínicas ligeras disueltas. La corriente que sale en la parte superior de la columna de extracción por disolvente (denominada a menudo corriente de refinado) comprende las especies parafínicas, relativamente insolubles con respecto al disolvente elegido. La corriente que sale en la base de la columna de extracción por disolvente se somete entonces, en una columna de destilación, a separación evaporativa en la que las especies se separan basándose en su volatilidad relativa en presencia del disolvente. En presencia de un disolvente, especies parafínicas ligeras tienen volatilidades relativas superiores a las especies nafténicas y especialmente las especies aromáticas con el mismo número de átomos de carbono, por tanto, la mayoría de especies parafínicas ligeras pueden concentrarse en la corriente superior de la columna de separación evaporativa. Esta corriente puede combinarse con corriente de refinado de la columna de extracción por disolvente o recogerse como una corriente de hidrocarburo ligero independiente. Debido a su volatilidad relativamente baja, la mayoría de las especies nafténicas y especialmente aromáticas se conservan en la corriente hidrocarbonada con disolvente y disuelta combinadas que sale de la base de esta columna. En la columna de procesamiento de hidrocarburo final de la unidad de extracción, el disolvente se separa de las especies de hidrocarburo disueltas mediante destilación. En esta etapa, el disolvente, que tiene un punto de ebullición relativamente alto, se recupera como corriente de base de la columna, al tiempo que los hidrocarburos disueltos, que comprenden principalmente compuestos aromáticos y especies nafténicas, se recuperan como corriente de vapor que sale de la parte superior de la columna. Esta última corriente se denomina a menudo el extracto.

El proceso de la presente invención puede requerir la eliminación de azufre de ciertas fracciones de crudo para impedir la desactivación del catalizador en procesos de refinería aguas abajo, tales como reformado catalítico o craqueo catalítico fluido. Un proceso de hidrodesulfurización de este tipo se realiza en una “unidad HDS” o “hidrotratador”; véase Alfke (2007) loc. cit. Generalmente, la reacción de hidrodesulfurización tiene lugar en un reactor de lecho fijo a temperaturas elevadas de 200-425°C, preferiblemente de 300-400°C y presiones elevadas de 1-20 MPa manométricos, preferiblemente 1-13 MPa manométricos, en presencia de un catalizador que comprende elementos seleccionados del grupo que consiste en Ni, Mo, Co, W y Pt, con o sin promotores, soportado sobre alúmina, en el que el catalizador está en forma de sulfuro.

En una realización adicional, el proceso comprende además una etapa de hidrodesalquilación en la que el BTX (o solo la fracción de tolueno y xilenos de dicho BTX producido) se pone en contacto con hidrógeno en condiciones adecuadas para producir una corriente de producto de hidrodesalquilación que comprende benceno y gas combustible.

La etapa de proceso para producir benceno a partir de BTX puede incluir una etapa en la que el benceno comprendido en la corriente de producto de hidrocraqueo se separa del tolueno y los xilenos antes de la hidrodesalquilación. La ventaja de esta etapa de separación es que se aumenta la capacidad del reactor de hidrodesalquilación. El benceno puede separarse de la corriente de BTX mediante destilación convencional.

Procesos para la hidrodesalquilación de mezclas de hidrocarburos que comprenden hidrocarburos aromáticos C6- C9 se conocen ampliamente en la técnica e incluyen hidrodesalquilación térmica y hidrodesalquilación catalítica; véase por ejemplo el documento WO 2010/102712 A2. Se prefiere la hidrodesalquilación catalítica ya que este proceso de hidrodesalquilación tiene generalmente una mayor selectividad hacia el benceno que la hidrodesalquilación térmica. Se emplea preferiblemente hidrodesalquilación catalítica, seleccionándose el catalizador de hidrodesalquilación del grupo que consiste en catalizador de óxido de cormo soportado, catalizador de óxido de molibdeno soportado, platino sobre sílice o alúmina y óxido de platino sobre sílice o alúmina.

Las condiciones de proceso útiles para la hidrodesalquilación, también descritas en el presente documento como “condiciones de hidrodesalquilación”, pueden determinarse fácilmente por el experto en la técnica. Las condiciones de proceso usadas para la hidrodesalquilación térmica se describen por ejemplo en el documento DE 1668719 A1 e incluyen una temperatura de 600-800°C, una presión de 3-10 MPa manométricos y un tiempo de reacción de 15-45 segundos. Las condiciones de proceso usadas para la hidrodesalquilación catalítica preferida se describen en WO 2010/102712 A2 y preferiblemente incluyen una temperatura de 500-650°C, una presión de 3,5-8 MPa manométricos, preferiblemente de 3,5-7 MPa manométricos y una velocidad espacial horaria en peso de 0,5-2 h-1. La corriente de producto de hidrodesalquilación se separa normalmente en una corriente de líquido (que contiene benceno y otras especies de compuestos aromáticos) y una corriente de gas (que contiene hidrógeno, H2S, metano y otros hidrocarburos de bajo punto de ebullición) mediante una combinación de enfriamiento y destilación. La corriente de líquido puede separarse adicionalmente, mediante destilación, en una corriente de benceno, una corriente de compuestos aromáticos C7 a C9 y opcionalmente una corriente de destilado central que es relativamente rica en compuestos aromáticos. La corriente aromática C7 a C9 puede alimentarse de vuelta a la sección de reactor como recirculación para aumentar la conversión global y el rendimiento de benceno. La corriente automática que contiene especies poliaromáticas tales como bifenilo, preferiblemente no se recircula al reactor sino que puede exportarse como corriente de producto independiente y recircularse al proceso integrado como destilado central (“destilado central producido mediante hidrodesalquilación”). La corriente de gas contiene cantidades significativas de hidrógeno, puede recircularse de vuelta a la unidad de hidrodesalquilación por medio de un compresor de gas de recirculación a cualquier otra refinería que use hidrógeno como alimentación. Puede usarse

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una purga de gas de recirculación para controlar las concentraciones de metano y H2S en la alimentación de reactor.

Tal como se usa en el presente documento, el término “unidad de separación de gas” se refiere a la unidad de refinería que separa diferentes compuestos comprendidos en los gases producidos por la unidad de destilación de bruto y/o gases derivados de unidad de refinería. Los compuestos que pueden separarse para separar corrientes en la unidad de separación de gas comprenden etano, propano, butanos, hidrógeno y gas combustible que comprende principalmente metano. Puede emplearse cualquier método convencional adecuado para la separación de dichos gases. Por consiguiente, los gases pueden someterse a múltiples fases de compresión, pudiendo eliminarse gases ácidos tales como CO2 y H2S entre las fases de compresión. En una etapa siguiente, los gases producidos pueden condensarse parcialmente por fases de un sistema de refrigeración en cascada hasta aproximadamente cuando solo quede el hidrógeno en la fase gaseosa. Los diferentes compuestos hidrocarbonados pueden separarse posteriormente mediante destilación.

Un proceso para la conversión de alcanos en olefinas implica “craqueo a vapor” o “pirólisis”. Tal como se usa en el presente documento, el término “craqueo a vapor” se refiere a un proceso petroquímico en el que los hidrocarburos saturados se rompen en hidrocarburo más pequeños, a menudo insaturados, tales como etileno y propileno. En alimentaciones hidrocarbonadas gaseosas de craqueo a vapor como etano, propano y butanos, o mezclas de los mismos, (craqueo de gas) o alimentaciones hidrocarbonadas líquidas como nafta o gasóleo (craqueo de líquido) se diluye con vapor y se calienta brevemente en un horno sin la presencia de oxígeno. Normalmente, la temperatura de reacción es 750-900°C, pero solo se permite que la reacción tenga lugar muy brevemente, habitualmente con tiempos de residencia de 50-1000 milisegundos. Preferiblemente, debe seleccionarse una presión de proceso relativamente baja de atmosférica hasta 175 kPa manométricos. Los compuestos hidrocarbonados etano, propano y butanos se craquean por separado en hornos especializados correspondientemente para garantizar el craqueo en condiciones óptimas. Tras alcanzar la temperatura de craqueo, el gas se extingue rápidamente para detener la reacción en un intercambiador de calor con línea de transferencia o dentro de un colector de extinción usando aceite para templar. El craqueo a vapor da como resultado la lenta deposición de coque, una forma de carbono, sobre las paredes del reactor. La descoquización requiere que el horno se aísle del proceso y entonces se hace pasar un flujo de vapor o una mezcla de vapor/aire a través de las bobinas del horno. Esto convierte la capa de carbono sólida dura en monóxido de carbono y dióxido de carbono. Una vez que se ha completado esta reacción, el horno se vuelve a poner en servicio. Los productos producidos mediante craqueo a vapor dependen de la composición de la alimentación, la relación de hidrocarburo con respecto a vapor y de la temperatura de craqueo y el tiempo de residencia en el horno. Las alimentaciones de hidrocarburos ligeros tales como etano, propano, butano o nafta ligera proporcionan corrientes de producto ricas en las olefinas de calidad para polímero más ligeras, incluyendo etileno, propileno y butadieno. El hidrocarburo más pesado (rango completo y fracciones de gasóleo y nafta pesada) también proporciona productos ricos en hidrocarburos aromáticos.

Para separar los diferentes compuestos hidrocarbonados producidos mediante craqueo a vapor, el gas de craqueo se somete a una unidad de fraccionamiento. Tales unidades de fraccionamiento se conocen ampliamente en la técnica y pueden comprender un denominado fraccionador de gasolina, en el que el destilado pesado (“aceite negro de carbono”) y el destilado central (“destilado craqueado”) se separan del destilado ligero y los gases. En la torre de extinción opcional posterior, la mayor parte del destilado ligero producido mediante craqueo a vapor (“gasolina de pirolisis o “pigas”) puede separarse de los gases condensando el destilado ligero. Posteriormente, los gases pueden someterse a múltiples fases de compresión, en las que el resto del destilado ligero puede separarse de los gases entre las fases de compresión. También pueden eliminarse gases ácidos (CO2 y H2S) entre las fases de compresión. En una etapa siguiente, los gases producidos por pirólisis pueden condensarse parcialmente por fases de un sistema de refrigeración en cascada hasta aproximadamente cuando solo quede el hidrógeno en la fase gaseosa. Los diferentes compuestos hidrocarbonados pueden separarse posteriormente mediante destilación simple, siendo el etileno, propileno y las olefinas C4 los productos químicos de alto valor más importantes producidos mediante craqueo a vapor. El metano producido mediante craqueo a vapor se usa generalmente como gas combustible, el hidrógeno puede separarse y recircularse a procesos que consumen hidrógeno, tal como procesos de hidrocraqueo. El acetileno producido mediante craqueo a vapor se hidrogena selectivamente de manera preferible para dar etileno. Los alcanos comprendidos en el gas craqueado pueden recircularse al proceso para la síntesis de olefinas.

El término “unidad de deshidrogenación de propano” tal como se usa en el presente documento se refiere a una unidad de proceso petroquímico, en la que una corriente de alimentación de propano se convierte en un producto que comprende propileno e hidrógeno. Por consiguiente, el término “unidad de deshidrogenación de butano” se refiere a una unidad de proceso para convertir una corriente de alimentación de butano en olefinas C4. En conjunto, procesos para la deshidrogenación de alcanos inferiores, tales como propano y butanos, se describen como un proceso de deshidrogenación de alcanos inferiores. Los procesos para la deshidrogenación de alcanos inferiores se conocen ampliamente en la técnica e incluyen procesos de deshidrogenación oxidativa y procesos de deshidrogenación no oxidativa. En un proceso de deshidrogenación oxidativa, el calor de proceso se proporciona mediante la oxidación parcial del/de los alcano(s) inferior(es) en la alimentación. En un proceso de deshidrogenación no oxidativo, que se prefiere en el contexto de la presente invención, el calor de proceso para la reacción de deshidrogenación endotérmica se proporciona mediante fuentes de calor externas, tales como gases de combustión

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calientes obtenidos quemando gas combustible o vapor. En un proceso de deshidrogenación no oxidativo, las condiciones de proceso comprenden generalmente una temperatura de 540-700°C y una presión absoluta de 25500 kPa. Por ejemplo, el proceso UOP Oleflex permite la deshidrogenación de propano para formar propileno y de (iso)butano para formar (iso)butileno (o mezclas de los mismos) en presencia de un catalizador que contiene platino soportado sobre alúmina en un reactor de lecho móvil; véase por ejemplo el documento US 4.827.072. El proceso Uhde STAR permite la deshidrogenación de propano para formar propileno o de butano para formar butileno en presencia de un catalizador de platino promovido, soportado sobre una espinela de cinc-alúmina; véase por ejemplo el documento US 4.926.005. El proceso STAR se ha mejorado recientemente aplicando el principio de la oxideshidrogenación. En una zona adiabática secundaria en el reactor, parte del hidrógeno del producto intermedio se convierte selectivamente con oxígeno añadido para formar agua. Esto desplaza el equilibrio termodinámico a una mayor conversión y alcanza un rendimiento superior. También el calor externo requerido para la reacción de deshidrogenación endotérmica se suministra parcialmente mediante la conversión de hidrógeno exotérmica. El proceso Lummus Catofin emplea un número de reactores de lecho fijo que funcionan en un régimen cíclico. El catalizador es alúmina activada impregnada con el 18-20% en peso de cromo; véanse por ejemplo los documentos EP 0 192 059 A1 y GB 2 162 082 A. El proceso Catofin tiene la ventaja de que es robusto y puede manejar impurezas que contaminarían un catalizador de platino. Los productos producidos mediante un proceso de deshidrogenación de butano dependen de la naturaleza de la alimentación de butano y el proceso de deshidrogenación de butano usado. También, el proceso Catofin permite la deshidrogenación de butano para formar butileno; véase por ejemplo el documento US 7.622.623.

La única figura proporciona un diagrama de flujo esquemático de una realización fuera del alcance de la presente invención.

Ejemplos

La materia prima 33, que puede incluir diferentes tipos de materia prima, por ejemplo nafta 35, queroseno 36, diésel 37, gasóleo atmosférico (AGO) 38 que proceden de los tanques 2,3,4,5 respectivamente, se envía a una unidad de hidrocraqueador 17. En la unidad de hidrocraqueo 17, una materia prima 33 se somete a hidrocraqueo en presencia de hidrógeno. El proceso de hidrocraqueo da como resultado la formación de una corriente gaseosa 19 que comprende parafinas C2-C4, hidrógeno y metano y una corriente con alto contenido en compuestos aromáticos 40. La corriente gaseosa 19 se envía a un separador 12, por ejemplo destilación criogénica o extracción por disolvente, y se separa en diferentes corrientes, es decir una corriente 55 que comprende parafinas C2-C4, una corriente 20 que comprende hidrógeno y metano y una corriente de purga 18. La corriente 20 puede recircularse a la unidad de hidrocraqueo 17.

Tal como se mencionó anteriormente, la corriente 55 puede enviarse directamente (no mostrado) a o bien una unidad de deshidrogenación 57 o bien directamente (no mostrado) a una unidad de craqueador a vapor 11. Sin embargo, antes de enviar la corriente 55 a la unidad de craqueador a vapor 11 se prefiere llevar a cabo una separación en la corriente 55 en primer lugar. En el separador 56, las parafinas C2-C4 se separan en corrientes individuales 30, 31 y 32. Esto significa que la corriente 30 comprende predominantemente parafinas C2, la corriente 31 comprende predominantemente parafinas C3 y la corriente 32 comprende predominantemente parafinas C4. Si es necesario, puede realizarse una separación adicional de componentes no deseados o ajustes de temperatura en las unidades 9, 10, 13. Las corrientes individuales 21, 27 y 29 se enviarán a secciones de horno específicas de la unidad de craqueador a vapor 11. Aunque la unidad de craqueador a vapor 11 se muestra como una única unidad, en el presente método debe entenderse que en una realización preferida, la unidad de craqueador a vapor 11 comprende diferentes secciones de horno cada una dedicada para una composición química específica, que es una sección de horno para C2, una sección de horno para C3 y una sección de horno para C4. En una realización preferida, la corriente 27 que comprende predominantemente parafinas C3 y la corriente 29 que comprende predominantemente parafinas C4 se envían como la corriente 54 y la corriente 23 a la unidad de deshidrogenación 57, respectivamente. En otra realización es posible separar solo C3 y C4 de la corriente 55 y enviar una corriente C3 y C4 combinada a la unidad de deshidrogenación 57.

En la unidad de craqueador a vapor 11, las corrientes 21, 27 y 29 y una materia prima 58, por ejemplo gases C2 a C4 que proceden de una unidad 1, se procesan y sus productos de reacción 28 se separan en una sección de separación 6. Una corriente de gas que comprende alcanos C2-C6 7 se recircula a la unidad de craqueador a vapor 11. El hidrógeno 15 y el gas de pirólisis 14 pueden enviarse a una unidad de hidrocraqueo 17. La corriente de producto valioso 8 que comprende hidrocarburos insaturados tales como alquenos más ligeros, incluyendo etileno, propileno y butadienos, se envía a procesos petroquímicos adicionales. En el caso de que se produzcan hidrocarburos pesados tales como aceite negro de carbono, destilado craqueado e hidrocarburos C9+ en la unidad de craqueador a vapor 11, estos productos puede recircularse también opcionalmente a la unidad de hidrocraqueo 17.

La corriente con alto contenido en compuestos aromáticos 40 se envía a un separador 16, por ejemplo un proceso de destilación, y se separa en una corriente 41 de compuestos aromáticos pesados y una corriente 43 con alto contenido en compuestos monoaromáticos. La corriente 42 que comprende predominantemente compuestos

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aromáticos C7 a C9 puede convertirse en la unidad 24 en una fracción rica en benceno 59 y una fracción rica en metano 44.

El ejemplo dado a conocer en el presente documento hace una distinción entre un proceso (caso 1), en el que la nafta solo se procesa a través de una unidad de craqueador a vapor, y un proceso (caso 2), en el que la nafta se envía a una unidad de hidrocraqueo, en el que en la corriente gaseosa así formada las parafinas C2-C4 se separan y se alimentan a la sección de horno de una unidad de craqueador a vapor. El caso 1 es un ejemplo comparativo y el caso 2 es un ejemplo según la presente invención.

Las condiciones para el craqueador a vapor son tal como sigue: hornos de etano y propano: temperatura de salida de bobina = 845°C, relación de vapor-petróleo = 0,37, hornos C4: temperatura de salida de bobina = 820°C, relación de vapor-petróleo = 0,37, hornos de líquido: temperatura de salida de bobina = 820°C, relación de vapor-petróleo = 0,37. En cuanto a las condiciones específicas para la unidad de hidrocraqueo 17: el modelado se llevó a cabo para condiciones de funcionamiento de un reactor de hidrocraqueo: temperatura de reactor media 510°C, velocidad espacial horaria en peso de 1 hr-1 y una presión de reactor de 1379 kPa manométricos. El catalizador comprendía una mezcla de Pt soportado sobre gamma-alúmina y HZSM-5 con una razón Si:Al de 100:1.

La composición de la alimentación de nafta puede encontrarse en la tabla 1.

Tabla 1: Composición de nafta como materia prima

Nafta

n-parafinas

% en peso 36,7

i-parafinas

% en peso 38,2

naftenos

% en peso 20,1

compuestos aromáticos

% en peso 5,0

Densidad 60F

kg/l 0,673

IBP

°C 37,8

BP10

°C 45,7

BP30

°C 49,5

BP50

°C 54,7

BP70

°C 64,0

BP90

°C 79,4

FBP

°C 103,0

El programa de producto de batería (% en peso de alimentación) para cada uno del caso 1 y el caso 2 puede encontrarse en la tabla 2.

Tabla 2: Programa de producto de batería (% en peso de alimentación)

Alimentación: nafta

CASO 1 CASO 2

PROGRAMA DE PRODUCTO DE LÍMITE DE BATERÍA

SC FHC + SC

H2

0,9 0,5

CH4

17,9 18,3

ETILENO

35,1 50,1

PROPILENO

19,3 12,8

BUTADIENO

5,3 2,0

ISO-BUTENO

3,3 0,3

BENCENO

9,1 8,3

CORTE DE TX

3,4 7,0

ESTIRENO

0,9 0,1

OTROS C7-C8

0,4 0,0

ALIMENTACIÓN DE RESINA C9

0,7 0,0

CD

1,5 0,2

CBO

2,0 0,3

% DE PRODUCTOS QUÍMICOS DE ALTO VALOR

76,9 80,5

A partir de la tabla 2 puede verse que el tratamiento de la nafta en una unidad de hidrocraqueo según el presente método (caso 2) provoca un aumento del BTX total (benceno, tolueno más xilenos. Por consiguiente, los resultados dados a conocer en la tabla 2 muestran un aumento considerable en BTX del caso 1 (ejemplo comparativo) al caso 2 (según la presente invención). CD significa destilado craqueado y CBO significa aceite negro de carbono, respectivamente. La tabla 2 ilustra además que el rendimiento de productos químicos de alto valor (etileno + propileno + butadieno + iso-buteno, benceno, corte de TX, estireno y otros C7-C8) es significativamente mayor cuando se procesa la nafta según la presente invención (caso 2) que lo que puede conseguirse mediante los medios de procesamiento convencionales (caso 1).

Dado que en la unidad de hidrocraqueo (caso 2) las parafinas más pesadas están todas reducidas a componentes más ligeros tales como parafinas C2-C4, la producción de etileno aumenta del 35 al 50% mediante el pretratamiento de la nafta en la unidad de hidrocraqueo. Por tanto, el caso 2 proporciona un rendimiento de etileno significativamente mayor que el caso 1.

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La tabla 2 también muestra que la producción de productos más pesados (alimentación de resina C9, destilado craqueado y aceite negro de carbono) se reduce mediante el pretratamiento de la nafta en la unidad de hidrocraqueo (caso 2). Esto significa que, según el presente método, la formación de subproductos no deseados pesados puede reducirse hasta un mínimo.

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Otro ejemplo muestra la influencia de la temperatura de funcionamiento de una unidad de hidrocraqueo en el programa de producto. La mezcla de catalizador es una mezcla física de 2 gramos de ZSM-5 y 2 gramos de Pt sobre catalizador de alúmina, en la que se han incorporado chips de SiC de 0,4-0,8 mm en el lecho de catalizador para garantizar una buena aproximación al flujo de pistón y reducir las diferencias de temperatura axial/radial. Se usó 15 nafta Olefins6 como materia prima (véase la tabla 3).

Tabla 3: Composición de la materia prima

Número de carbonos

Naftenos i-Parafinas n-Parafinas Olefinas Compuestos aromáticos Total

3

<0,01 <0,01 <0,01 <0,01 <0,01 <0,01

4

<0,01 0,22 0,51 0,92 <0,01 1,65

5

3,99 14,63 17,77 1,08 <0,01 37,47

6

8,34 13,40 10,75 0,07 2,74 35,31

7

4,77 5,00 3,12 <0,01 0,93 13,82

8

2,56 2,18 1,61 <0,01 0,83 7,18

9

1,36 1,27 0,73 <0,01 0,34 3,70

10

<0,01 0,28 0,53 <0,01 <0,01 0,81

11

<0,01 <0,01 0,06 <0,01 <0,01 0,06

Total

21,03 36,98 35,08 2,07 4,85 100,00

En este ejemplo se varió la temperatura entre 425°C y 500°C (WHSV = 1, H:HC=3, 200 psig). La composición del 20 efluente se muestra en la tabla 4.

Tabla 4: Composición del efluente

500°C 475°C 450°C 425°C

Metano

12,43 7,45 4,42 2,28

LPG (C2 - C4)

72,66 78,50 80,29 78,10

n-parafinas (C5+)

0,08 0,24 0,58 1,22

i-parafinas (C5+)

0,02 0,06 0,24 1,03

olefinas

<0,01 <0,01 <0,01 <0,01

naftenos

<0,01 0,04 0,43 0,43

compuestos aromáticos

14,81 12,23 9,98 9,98

Total

100 100 100 100

25 Los datos de la tabla 4 muestran que temperaturas mayores dan como resultado altos rendimientos de metano (subproducto de bajo valor).

Claims (11)

1. 5

   10

   15

   20

   25

   30

   35

   40

   45

   50

   55

   REIVINDICACIONES

   1. - Un proceso para craquear una materia prima hidrocarbonada en una unidad de craqueador a vapor, que comprende las siguientes etapas de:

   alimentar una materia prima hidrocarbonada líquida a una unidad de hidrocraqueo,

   separar la corriente así hidrocraqueada en dicha unidad de hidrocraqueo en una corriente con alto contenido en compuestos aromáticos y una corriente gaseosa que comprende parafinas C2-C4, hidrógeno y metano,

   separar parafinas C2-C4 de dicha corriente gaseosa, separar adicionalmente parafinas C2-C4 en corrientes individuales, comprendiendo predominantemente cada corriente parafinas C2, parafinas C3 y parafinas C4, respectivamente,

   alimentar cada corriente individual a una sección de horno específica de dicha unidad de craqueador a vapor,

   en el que las condiciones de proceso en dicha unidad de hidrocraqueo son una temperatura de 300-450°C, una presión de 300-5000 kPa manométricos y una velocidad espacial horaria en peso de 0,1-10 h-1.
2. 2. - El proceso según la reivindicación 1, que comprende además separar dicha corriente con alto contenido en compuestos aromáticos en una corriente de compuestos aromáticos pesados y una corriente con alto contenido en compuestos monoaromáticos, usando especialmente una unidad de destilación.
3. 3. - El proceso según una cualquiera o más de las reivindicaciones 1-2, en el que la separación de dichas parafinas C2-C4 de dicha corriente gaseosa se lleva a cabo mediante destilación criogénica o extracción por disolvente.
4. 4. - El proceso según una cualquiera o más de las reivindicaciones 1-3, que comprende además recuperar de dicha corriente gaseosa una corriente que comprende predominantemente hidrógeno y metano y recircular dicha corriente a la unidad de hidrocraqueo.
5. 5. - El proceso según una cualquiera o más de las reivindicaciones 1-4, en el que las condiciones de proceso en dicha unidad de hidrocraqueo son una temperatura de 350-450°C, preferiblemente 375-450°C, una presión de 6003000 kPa manométricos y una velocidad espacial horaria en peso de 0,2-2 h-1.
6. 6. - El proceso según una cualquiera o más de las reivindicaciones anteriores, en el que el diseño de tipo de reactor de dicha unidad de hidrocraqueo se elige del grupo del tipo de lecho fijo, tipo de reactor con lecho en ebullición y el tipo de suspensión espesa, siendo el diseño de tipo de reactor de dicha unidad de hidrocraqueo preferiblemente del tipo de lecho fijo.
7. 7. - El proceso según una cualquiera o más de las reivindicaciones anteriores, en el que la materia prima hidrocarbonada para dicha unidad de hidrocraqueo es del tipo nafta, queroseno, diésel, gasóleo atmosférico (AGO), ceras y condensados de gas, o combinaciones de los mismos.
8. 8. - El proceso según una cualquiera o más de las reivindicaciones anteriores, en el que la separación de la corriente con alto contenido en compuestos aromáticos es del tipo de destilación.
9. 9. - El proceso según una cualquiera o más de las reivindicaciones 2-8, que comprende además separar una fracción rica en compuestos aromáticos C7 a C9 de la corriente con alto contenido en compuestos monoaromáticos, y convertir dicha fracción rica en compuestos aromáticos C7 a C9 en una fracción rica en benceno.
10. 10. - El proceso según una cualquiera o más de las reivindicaciones 1-9, que comprende además recuperar hidrógeno de la corriente de producto de dicha unidad de craqueador a vapor y alimentar dicho hidrógeno a dicha unidad de hidrocraqueo.
11. 11. - El proceso según una cualquiera o más de las reivindicaciones 1-10, que comprende además recuperar hidrocarburos C5+ de la corriente de producto de dicha unidad de craqueador a vapor y alimentar dichos hidrocarburos C5+ a dicha unidad de hidrocraqueo.