ES2913654T3 - Procedimiento de FCC con dos zonas de reacción - Google Patents

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Xingtian Shu
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Zhigang Zhang
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Abstract

Procedimiento para producir olefinas ligeras y compuestos aromáticos, procedimiento que es un procedimiento para convertir materias primas pesadas en olefinas ligeras ricas en propileno y etileno y compuestos aromáticos ricos en tolueno y xileno, y dicho procedimiento produce simultáneamente propileno, etileno y compuestos aromáticos a partir de materias primas pesadas, y el rendimiento de propileno es mayor al 20%, que comprende hacer reaccionar la materia prima poniéndola en contacto con un catalizador de craqueo catalítico en dos zonas de reacción, que consisten en una zona de reacción de tubo ascendente y una de lecho fluidizado en serie, en el que la materia prima del tubo ascendente es gasóleo de vacío, gasóleo atmosférico, gasóleo coquizado o petróleo desasfaltado, o una mezcla de los mismos, el catalizador está constituido por: el 30% en peso de zeolita de tamaño de poro intermedio de estructura MFI que contiene fósforo y hierro de fórmula 0,1 Na2O * 5,1 Al2O3 * 2,4 P2O5 * 1,5 Fe2O3 * 3,8 Re2O3 * 88,1 SiO2, el 5% en peso de zeolita DASY, el 23% en peso de pseudoboehmita, el 6% en peso de sol de alúmina, y el resto caolín, en el que las condiciones en cada una de dichas zonas de reacción son: temperatura de reacción: 400ºC- 800ºC, WHSV 0,1 h-1-750 h-1, presión de reacción: 0,10 MPa-1,0 MPa, razón de catalizador de craqueo catalítico con respecto a la materia prima: 1-150 en peso, en el que la temperatura de reacción del lecho fluidizado aguas abajo del tubo ascendente es mayor que la del tubo ascendente y su WHSV es menor que la del tubo ascendente y en el que la diferencia entre la temperatura de reacción del lecho fluidizado y la temperatura del tubo ascendente es de 10ºC-200ºC, y la razón de la WHSV del lecho fluidizado con respecto a la del tubo ascendente es de 1:1,1-1:750, en el que el calor total aportado al lecho fluidizado, con una temperatura de reacción mayor, representa el 10%-80% del calor de reacción de todo el sistema de reacción, los productos obtenidos se separan, la suspensión se recicla al tubo ascendente y los compuestos C4-C6 se reciclan al lecho fluidizado, el catalizador gastado se separa del vapor producto de reacción, el catalizador gastado se regenera y vuelve al reactor.

Description

DESCRIPCIÓN
Procedimiento de FCC con dos zonas de reacción
Campo de la invención
La presente invención se refiere a un procedimiento para la conversión catalítica de aceites hidrocarbonados en ausencia de hidrógeno, más particularmente, se refiere a un procedimiento para convertir materias primas pesadas en olefinas ligeras ricas en propileno y etileno y compuestos aromáticos ricos en tolueno y xileno.
Antecedentes de la invención
Las olefinas ligeras tales como etileno y propileno son materias primas químicas importantes, en las que el propileno es un monómero sintético de productos tales como polipropileno y acrilonitrilo. Junto con el rápido aumento de la demanda de derivados tales como el polipropileno, etc., la demanda de propileno también aumenta rápidamente año tras año, por ejemplo, la demanda del mercado mundial de propileno ya aumentó desde 15,2 millones de toneladas hace 20 años hasta los 51,2 millones de toneladas del año 2000 con una tasa de aumento anual promedio del 6,3%. Se prevé que la demanda de propileno habrá alcanzado los 86 millones de toneladas para 2010 con una tasa de aumento anual promedio del 5,6%.
El procedimiento para producir propileno es principalmente craqueo con vapor de agua y craqueo catalítico (FCC), en el que el craqueo con vapor de agua usa aceites ligeros tales como nafta como materia prima para producir etileno y propileno mediante craqueo térmico con un rendimiento de propileno de sólo aproximadamente el 15% en peso, mientras que el FCC utiliza aceites pesados tales como el gasóleo de vacío (VGO) como materia prima. Actualmente, el 66% del propileno en el mundo procede de los subproductos del craqueo con vapor de agua para producir etileno, el 32% procede de los subproductos del FCC de las refinerías para producir nafta y diésel, y una pequeña cantidad (aproximadamente el 2%) se obtiene a partir de la deshidrogenación de propano y metátesis de entre etileno y buteno.
Si la industria petroquímica produce etileno y propileno a través de la ruta convencional de craqueo con vapor de agua, se enfrentará a varios factores restrictivos, tales como la escasez de materias primas ligeras, la deficiencia de la capacidad de procesamiento y el alto coste de producción.
El FCC está llamando cada vez más la atención debido a sus ventajas de gran adaptabilidad, funcionamiento flexible, etc. En los Estados Unidos de América, casi el 50% de la demanda del mercado para propileno procede de unidades de FCC. El desarrollo de técnicas mejoradas de craqueo catalíti
rápido.
La patente estadounidense n.° 4.980.053 divulga un procedimiento de conversión para producir olefinas ligeras a partir de hidrocarburos, en el que las materias primas son fracciones de petróleo, residuos o petróleo crudo con diferentes intervalos de ebullición y la reacción de conversión se lleva a cabo en un reactor de lecho fluidizado o de lecho móvil en las condiciones de una temperatura de entre 500°C y 650°C, una presión de entre 1,5*105 y 3*105 Pa, una WHSV de entre 0,2 h-1 y 2,0 h-1, y una razón de catalizador con respecto a petróleo de entre 2 y 12 mediante el uso de un catalizador ácido sólido. El catalizador vuelve al reactor para uso cíclico después de regenerarse quemando coque. Mediante este procedimiento, el rendimiento total de propileno y etileno puede alcanzar aproximadamente el 40%, siendo el rendimiento de propileno de hasta el 26,34%.
El documento WO 00/31215A1 divulga un procedimiento de craqueo catalítico para producir olefinas, que usa un catalizador con zeolitas ZSM-5 y/o ZSM-11 como componentes activos y una gran cantidad de sustancias inertes como sustratos, y usa VGO como materia prima. El rendimiento de propileno no supera el 20% en peso.
La patente estadounidense n.° 6.123.830 divulga un procedimiento de combinación que consiste en craqueo catalítico en dos etapas e hidrotratamiento en dos etapas, cuyo objetivo es producir la mayor cantidad posible de olefinas y mejorar la calidad de los destilados de petróleo y el índice de octano de la nafta. La materia prima se convierte en el primer producto hidrotratado en la primera unidad de hidrotratamiento, y el primer producto hidrotratado entra en la primera unidad de craqueo catalítico, en la que se obtienen nafta, diésel y aceite pesado mediante el uso de un catalizador con una zeolita de tamaño de poro intermedio como componente activo principal. El aceite pesado entra en la segunda unidad de hidrotratamiento para hidrogenación para obtener el segundo producto hidrotratado, y el segundo producto hidrotratado entra en la segunda unidad de craqueo catalítico para realizar el craqueo, en la que el componente activo del catalizador es principalmente una zeolita de tamaño de poro intermedio. El rendimiento de propileno en este procedimiento es bastante bajo.
El documento WO 0160951 A1 divulga explícitamente una unidad de FCC en la que están presentes dos zonas de reacción, manteniéndose la primera zona de reacción a T = de 400 a 500°C y WHSV que oscila entre 150 y 350 h-1, mientras que la segunda zona de reacción se mantiene a 425-525°C y la WHSV oscila entre 75 y 275 h-1.
Los compuestos aromáticos también son materias primas químicas importantes, en particular, los compuestos aromáticos ligeros tales como BTX (benceno, tolueno y xileno), que se usan para producir materiales sintéticos tales como fibras químicas, plásticos, etc. Actualmente, el principal procedimiento para producir aromáticos es el reformado catalítico, en el que la materia prima debe alimentarse con un pretratamiento estricto porque los componentes activos del catalizador de reformado son metales nobles. Además, el flujo del procedimiento del movimiento y la regeneración del catalizador de reformado es complicado.
Las técnicas anteriores previas producen propileno sólo como subproducto con bajos rendimientos que no superan el 30% al mismo tiempo que se producen nafta y diésel. Algunos de ellos sólo pueden producir compuestos aromáticos pero no pueden producir olefinas ligeras y compuestos aromáticos simultáneamente. Con el fin de satisfacer la creciente demanda de materias primas químicas, propileno, etileno, compuestos aromáticos, etc., existe la necesidad de desarrollar un procedimiento de refino de petróleo del tipo de la industria química para producir simultáneamente grandes cantidades de propileno, etileno y compuestos aromáticos a partir de materias primas pesadas.
Breve descripción de la invención
El objetivo de la presente invención es proporcionar varios procedimientos para producir simultáneamente propileno, etileno, y compuestos aromáticos a partir de materias primas pesadas basándose en la técnica anterior, siendo el rendimiento de propileno en estos procedimientos mayor del 20%.
El procedimiento para producir olefinas ligeras y compuestos aromáticos proporcionado por la presente invención es tal como se define en las reivindicaciones.
Descripción de los dibujos
La figura 1 es un diagrama esquemático del procedimiento de craqueo catalítico del esquema técnico 1.
La figura 2 es un diagrama esquemático de un procedimiento de craqueo catalítico preferido del esquema técnico 1. La figura 3 es el diagrama de flujo principal esquemático del procedimiento del esquema técnico 2.
La figura 4 es el diagrama de flujo principal esquemático del procedimiento y el aparato del esquema técnico 3. Descripción detallada de la invención
Las características técnicas esenciales de la presente invención se definen explícitamente en el texto de la reivindicación independiente 1 actualmente en archivo. Características adicionales de la invención se definen explícitamente en el texto de las reivindicaciones dependientes 2 y 3 en archivo.
El procedimiento de la presente invención se logra particularmente de las siguientes formas:
REALIZACIÓN 1
El procedimiento para producir olefinas ligeras y compuestos aromáticos proporcionado por la presente invención comprende:
Una materia prima entra en contacto con un catalizador de craqueo catalítico y reacciona en las condiciones de una temperatura de reacción de entre 400°C y 800°C, y una WHSV de entre 0,1 h-1 y 750 h-1. La reacción se lleva a cabo en dos zonas de reacción, y la temperatura de reacción de al menos una zona de reacción entre las zonas de reacción aguas abajo de la primera zona de reacción es mayor que la de la primera zona de reacción y su WHSV es menor que la de la primera zona de reacción. El catalizador gastado se separa del vapor producto de reacción y el catalizador vuelve al reactor después de regenerarse. El vapor producto de reacción se separa para obtener los productos deseados, olefinas ligeras y compuestos aromáticos.
El presente procedimiento se describirá con detalle tal como sigue.
1) Materia prima
Dichas materias primas en cada zona de reacción son unas seleccionadas del grupo que consisten en gasóleo de vacío (VGO), gasóleo atmosférico (AGO), gasóleo coquizado (CGO), petróleo desasfaltado (DAO), o una mezcla de los mismos. VGO, AGO, CGO, DAO, son fracciones completas o fracciones parciales no hidrotratadas o hidrotratadas. La materia prima de cada zona de reacción pude ser idéntica o diferente.
2) Catalizador de craqueo catalítico
El catalizador de craqueo catalítico es tal como se define en las reivindicaciones. La zeolita es un componente activo, que es zeolita de tamaño de poro intermedio de estructura MFI.
El catalizador de craqueo catalítico en cada reactor puede ser idéntico o diferente.
3) Reactor de craqueo catalítico
El reactor de craqueo comprende dos zonas de reacción que consisten en un tubo ascendente y un lecho fluidizado. Los modos de conexión entre las diversas zonas de reacción son en serie. El tubo ascendente puede ser de un solo diámetro convencional, o diversos tipos de tubos ascendentes de sección decreciente. La estructura y dimensión de cada zona de reacción pueden ser idénticas o diferentes, en las que la velocidad del gas en el lecho fluidizado es de entre 0,1 m/s y 2,4 m/s (el catalizador es despreciable).
Dicha primera zona de reacción es una zona en la que una materia prima con un intervalo de punto de ebullición de entre 25°C y 1200°C entra en contacto con el catalizador. La materia prima para la primera zona de reacción también puede ser una materia prima del craqueo catalítico convencional, en la que puede incorporarse una pequeña cantidad de hidrocarburos ligeros con puntos de ebullición menores que los de la materia prima del craqueo catalítico convencional tales como compuestos C2-C6. Puede haber otras zonas de reacción en el lado aguas arriba de esta zona de reacción. La materia prima del craqueo catalítico convencional es una seleccionada del grupo que consiste en gasóleo de vacío, gasóleo atmosférico, gasóleo coquizado, petróleo desasfaltado, o mezcla de los mismos.
4) Condiciones de funcionamiento
Las condiciones de funcionamiento son tal como sigue: temperatura de reacción 400°C-800°C, preferiblemente 500°C-700°C, WHSV 0,1 h'1-750 h-1, preferiblemente 1 h'1-500 h-1, presión de reacción 0,10 MPa-1,0 MPa (presión absoluta), razón de catalizador de craqueo catalítico con respecto a materia prima 1-150 en peso. Según el conocimiento común del experto, la temperatura de reacción de un reactor de tubo tal como un reactor de tubo ascendente significa la temperatura de salida, y la temperatura de reacción de un reactor de lecho tal como un reactor de lecho fluidizado significa la temperatura promedio del lecho.
Con el fin de realizar el funcionamiento fluidizado, puede inyectarse un medio de elevación desde la parte inferior de la zona de reacción y el medio de elevación se selecciona de vapor de agua o gas seco, prefiriéndose el vapor de agua. La razón de vapor de agua con respecto a la materia prima es de 0,05-1,0 en peso.
La temperatura de reacción de la zona de reacción de las zonas de reacción aguas abajo de la primera zona de reacción es mayor que la de la primera zona de reacción. La diferencia entre la temperatura de reacción de la zona de reacción con una temperatura de reacción mayor y la de la primera zona de reacción es de 10°C-200°C, preferiblemente 20°C-100°C.
Para que la temperatura de reacción de al menos una zona de reacción de las zonas de reacción aguas abajo de la primera zona de reacción sea mayor que la de la primera zona de reacción, se aporta calor a la zona de reacción anterior por medio de una o más de las formas seleccionadas suministrando catalizador regenerado caliente, catalizador depositado de coque caliente, catalizador nuevo caliente y materia prima caliente a la zona de reacción, o equipando con tuberías de serpentín de calentamiento la zona de reacción. El calor total aportado representa el 10%-80%, preferiblemente el 20%-60% del calor de reacción de sistema de reacción total.
La WHSV de la zona de reacción de las zonas de reacción aguas abajo de la primera zona de reacción es menor que la de la primera zona de reacción, y razón de la WHSV de esta zona de reacción con respecto a la de la primera zona de reacción es de 1:1,1-1:750, preferiblemente de 1:1,1-1:300.
El catalizador gastado se separa del vapor producto de reacción mediante desacoplamiento convencional, separación ciclónica y el catalizador vuelve al reactor después de regenerarse quemando coque, antes de lo cual el catalizador se alimenta opcionalmente al arrastre.
5) Separación del producto
Dichas olefinas ligeras son etileno, propileno y buteno opcional, es decir, las olefinas ligeras son etileno y propileno o etileno, propileno y buteno.
El procedimiento para separar etileno del vapor producto de reacción es el mismo que para separar etileno, que conocen bien los expertos habituales en la técnica, y el procedimiento para separar propileno y buteno opcional del vapor producto de reacción es el mismo que para separar propileno y buteno opcional, que conocen bien los expertos habituales en la técnica. El procedimiento para separar compuestos aromáticos a partir de la fracción de nafta de craqueo del vapor producto de reacción es el mismo que para separar compuestos aromáticos, que conocen bien los expertos habituales en la técnica, es decir, extracción. Antes de separar compuestos aromáticos de la nafta de craqueo catalítico obtenida mediante el presente procedimiento, pueden separarse primero compuestos C5-C8 en esta nafta como corriente de reciclaje.
El esquema técnico preferido de esta realización comprende las etapas siguientes:
(1) la materia prima y el vapor de agua entran en la primera zona de reacción, es decir, el tubo ascendente, entran en contacto con un catalizador de craqueo catalítico regenerado y/o nuevo y reaccionan en las condiciones de una temperatura de reacción de entre 500°C y 700°C, una WHSV de entre 0,1 h-1 y 750 h-1, una presión de reacción de entre 0,1 Mpa y 1,0 Mpa (presión absoluta), una razón del catalizador de craqueo catalítico con respecto a la materia prima de entre 1 y 150 en peso, y una razón de vapor de agua con respecto a la materia prima de entre 0,05 y 1,0 en peso;
(2) el efluente de reacción procedente de la primera zona de reacción entra en la segunda zona de reacción, es decir, el lecho fluidizado, entra en contacto con el catalizador de craqueo catalítico regenerado, vapor de agua, etano, propano, compuestos C4-C8, y reacciona en condiciones de una temperatura de reacción de entre 500°C y 700°C, una WHSV de entre 0,1 h-1 y 750 h-1, una presión de reacción de entre 0,1 Mpa y 1,0 Mpa (presión absoluta), una razón del catalizador de craqueo catalítico con respecto a materia prima de entre 1 y 150 en peso, y una razón de vapor de agua con respecto a materia prima de entre 0,05 y 1,0 en peso. La diferencia entre la temperatura de reacción de la segunda zona de reacción y la de la primera zona de reacción es de 10°C-200°C, preferiblemente 20°C-100°C, y la razón de la WHSV de la segunda zona de reacción con respecto a la de la primera zona de reacción es de 1:1,1-1:750, preferiblemente 1:1,1-1:300;
(3) el catalizador gastado en la segunda zona de reacción se separa del vapor producto de reacción, en el que el catalizador gastado entra en el regenerador después del arrastre y vuelve a la primera zona de reacción y la segunda zona de reacción después de regenerarse quemando coque, y el vapor producto de reacción se separa para obtener los productos deseados, olefinas ligeras y compuestos aromáticos.
El esquema técnico preferido puede comprender además la etapa (4): los gases y líquidos restantes en el gasóleo de reacción excepto los productos deseados, H2 y CH4, se usan como corrientes de reciclaje, que comprenden etano, propano y compuestos C4-C6. El refinado de extracción obtenido después de la extracción con disolvente de la nafta, vuelve a la segunda zona de reacción, y el diésel, el aceite de ciclo y la suspensión vuelven a la primera zona de reacción.
El aparato usado en la presente invención comprende:
(1) unidad de hidrotratamiento, en la que se obtienen H2, CH4, compuestos C2-C4 hidrotratados, nafta hidrotratada y producto hidrotratado después de que la materia prima entra en contacto con hidrógeno y un catalizador de hidrotratamiento.
(2) Unidad de craqueo catalítico, en la que el producto hidrotratado entra en contacto con un catalizador de craqueo catalítico y reacciona en las condiciones de una temperatura de reacción de entre 400°C y 800°C y una WHSV de entre 0,1 h'1-750 h'1 en dos zonas de reacción, en la que la temperatura de al menos una zona de reacción aguas abajo de la primera zona de reacción es mayor que la de la primera zona de reacción, y la WHSV de al menos una zona de reacción aguas abajo de la primera zona de reacción es menor que la de la primera zona de reacción; el catalizador gastado se separa del vapor producto de reacción, volviendo el catalizador gastado a todas o a una parte de las zonas de reacción de la etapa (2) después de regenerarse por arrastre y separándose el vapor producto de reacción para obtener H2, CH4, compuestos C2=-C3=de craqueo catalítico,
(3) compuestos C20-C30 de craqueo, compuestos C4-C5 de craqueo catalítico, nafta de craqueo catalítico, aceite de ciclo ligero, aceite de ciclo pesado, en los que los compuestos C2=-C3= forman parte de los productos deseados y los compuestos C4-C5 se reciclan al reactor de craqueo catalítico;
(4) unidad E de craqueo con vapor de agua en la que los compuestos C20-C40 hidrotratados, la nafta hidrotratada, los compuestos C20-C30 de craqueo catalítico y los compuestos C20-C30 de craqueo catalítico entran en contacto con vapor de agua a una temperatura de entre 700°C y 1000°C y el vapor producto de reacción se separa para obtener H2, CH4, compuestos C2=-C3= de craqueo con vapor de agua, compuestos C20-C30 de craqueo con vapor de agua, compuestos C4-C5 de craqueo con vapor de agua, nafta de craqueo con vapor de agua, fuelóleo, en la que los compuestos C2=-C3= de craqueo con vapor de agua forman parte de los productos deseados;
(5) unidad de hidrogenación selectiva, en la que la nafta de craqueo catalítico y la nafta de craqueo con vapor de agua se alimentan a hidrogenación selectiva para obtener la nafta hidrotratada selectivamente;
(6) unidad de extracción con disolvente, en la que la nafta hidrotratada se alimenta selectivamente a la extracción con disolvente para obtener compuestos aromáticos y refinado de extracción, en la que los compuestos aromáticos forman parte de los productos deseados y el refinado de extracción vuelve a la etapa (3) como una de las materias primas de craqueo con vapor de agua.
El procedimiento de la presente invención se describirá adicionalmente a continuación en combinación con los dibujos.
La figura 1 es un diagrama esquemático de un procedimiento de craqueo catalítico (el procedimiento según la reivindicación 1 se realiza en 2 zonas de reacción).
Hay 7 zonas de reacción en esta figura, en las que las temperaturas tanto de la zona de reacción III como de la zona de reacción V son mayores que la de la zona de reacción I y sus WHSV son menores que las de la zona de reacción I. Se inyecta medio PS2 tal como propano desde la sección P6 de pre-elevación del catalizador en la parte inferior de la zona de reacción I para llevar a cabo la reacción. Esta sección P6 de pre-elevación también puede considerarse como una zona de reacción.
El flujo del procedimiento es tal como sigue:
El catalizador C1 regenerado procedente del regenerador entra en la sección P6 de pre-elevación del catalizador en la parte inferior de la zona de reacción I a través de la tubería P1 de catalizador, reacciona con el medio PS2 tras haberse elevado por el medio PS1. En la zona de reacción I, la materia prima S1 entra en contacto con el catalizador y la corriente procedente de la sección P6 de pre-elevación y reacciona a una temperatura de reacción de entre 500°C y 650°C, una WHSV de entre 2 Ir1 y 300 h-1, una razón de catalizador/aceite de entre 3 y 20 en peso, y una presión de reacción de entre 0,12 MPa y 0,6 MPa (presión absoluta). El producto de reacción y el catalizador entran entonces juntos en la zona de reacción II.
En la zona de reacción II, la materia prima S2 hidrocarbonada C4 procedente de otra unidad de craqueo catalítico entra en contacto con el catalizador y la corriente procedente de la zona de reacción 1 y reacciona a una temperatura de reacción de entre 490°C y 640°C, una WHSV de entre 20 Ir1 y 750 Ir1, una razón de catalizador/aceite de entre 3 y 20 en peso, y una presión de reacción de entre 0,12 MPa y 0,6 MPa (presión absoluta). El producto de reacción y el catalizador entran entonces juntos en la zona de reacción III.
En la zona de reacción III, la materia prima S3 hidrocarbonada C4 del presente procedimiento entra en contacto con el catalizador y la corriente procedente de la zona de reacción II y el catalizador regenerado procedente de la tubería P2 y reacciona a una temperatura de reacción de entre 510°C y 660°C, una WHSV de entre 2 h-1 y 150 h-1, una razón de catalizador/aceite de entre 3 y 20 en peso, y una presión de reacción de entre 0,12 MPa y 0,6 MPa (presión absoluta). El producto de reacción y el catalizador entran entonces juntos en la zona de reacción IV.
En la zona de reacción IV, la materia prima S4 hidrocarbonada C5 del presente procedimiento entra en contacto con el catalizador y la corriente procedente de la zona de reacción III y reacciona a una temperatura de reacción de entre 490°C y 640°C, una WHSV de entre 20 h_1 y 750 h-1, una razón de catalizador/aceite de entre 3 y 20 en peso, y una presión de reacción de entre 0,12 MPa y 0,6 MPa (presión absoluta). El producto de reacción y el catalizador entran entonces juntos en la zona de reacción V.
En la zona de reacción V, una parte de la materia prima y la materia prima S5 hidrocarbonada C5 del presente procedimiento entran en contacto y se mezclan con el catalizador y la corriente procedente de la zona de reacción IV, el catalizador C5 gastado procedente de la tubería P5, el catalizador C4 regenerado procedente de la tubería P4, y el catalizador y el producto de reacción después de los contactos del catalizador C3 regenerado procedente de la tubería P3 y reacciona con propano PS3, y reacciona a una temperatura de reacción de entre 510°C y 700°C, una WHSV de entre 1 h_1 y 100 h-1, una razón de catalizador/aceite de entre 3 y 50 en peso, y una presión de reacción de entre 0,12 MPa y 0,6 MPa (presión absoluta). El producto de reacción y el catalizador entran entonces juntos en la zona de reacción VI.
En la zona de reacción VI, la materia prima C6 S6 del presente procedimiento entra en contacto y se mezcla con el catalizador y la corriente procedente de la zona de reacción V y reacciona a una temperatura de reacción de entre 510°C y 700°C, una WHSV de entre 20 h_1 y 700 h-1, una razón de catalizador/aceite de entre 3 y 50 en peso, y una presión de reacción de entre 0,12 MPa y 0,6 MPa (presión absoluta). El producto de reacción y el catalizador entran entonces juntos en la zona de reacción VII.
En la zona de reacción VII, el agua o el vapor de agua S7 entra en contacto y se mezcla con el catalizador y la corriente procedente de la zona de reacción VI y reacciona a una temperatura de reacción de entre 450°C y 700°C, una WHSV de entre 20 h_1 y 700 h-1, una razón de catalizador/aceite de entre 3 y 50 en peso, y una presión de reacción de entre 0,12 MPa y 0,6 MPa (presión absoluta). Los vapores producto de reacción y el catalizador entran entonces en el sistema de separación de catalizador/vapores producto. El vapor producto separado entra en el sistema de separación de vapor producto y el catalizador entra en el regenerador para su generación opcionalmente tras haberse sometido a arrastre.
La figura 2 es un diagrama esquemático del procedimiento de craqueo catalítico del esquema técnico 1 tal como se define en las reivindicaciones.
En este procedimiento, el reactor 40 de craqueo catalítico consiste en la primera zona de reacción, es decir, el tubo A ascendente, la segunda zona de reacción, es decir, el lecho B fluidizado en serie. La diferencia entre la temperatura de reacción de la segunda zona de reacción y la de la primera zona de reacción es de 10°C-200°C, preferiblemente de 20°C-100°C, y la razón de la WHSV de la segunda zona de reacción con respecto a la de la primera zona de reacción es de 1:1,1-1:750, preferiblemente de 1:1,1-1:300.
El flujo procedimiento es el siguiente:
El vapor de agua de pre-elevación entra desde la parte inferior del tubo A ascendente a través de la tubería 57 y el catalizador regenerado se mueve hacia arriba a lo largo del tubo A ascendente con velocidad creciente bajo la acción de pre-elevación del vapor de agua. La materia prima se inyecta en el tubo A ascendente a través de la tubería 5 junto con vapor de agua de atomización procedente de la tubería 39, entra en contacto con el catalizador regenerado. Después de elevarse por el vapor de agua procedente de la tubería 55, el catalizador regenerado procedente de la tubería 54 entra en la línea 56 de transferencia vertical junto con compuestos C20-C30 y C4-C8 procedentes de la tubería 26 y se desplaza hacia arriba, y finalmente entra en el lecho B fluidizado para llevar a cabo la reacción junto con el vapor producto y el catalizador procedente del tubo A ascendente. El vapor de agua entra en la parte inferior del lecho B fluidizado a través de la tubería 41 para garantizar la fluidización y la reacción del lecho B fluidizado. El vapor producto producido en el lecho B fluidizado y el catalizador gastado desactivado entran en el ciclón en el desacoplador 43 a través de la tubería 42 para llevar a cabo la separación del catalizador gastado del vapor producto. El vapor producto entra en la cámara 44 de recogida y el polvo fino de catalizador vuelve al desacoplador a través de la pata. El catalizador gastado en el desacoplador fluye hacia la sección 47 de arrastre y entra en contacto con el vapor de agua procedente de la tubería 48. El vapor producto separado del catalizador gastado entra en la cámara 44 a través del ciclón. El catalizador gastado después del arrastre entra en el regenerador 50 a través de la tubería 49 inclinada. El aire principal entra en el regenerador para quemar el coque en el catalizador gastado y regenerar el catalizador gastado desactivado, y el gas de combustión entra en la máquina de humos a través de la tubería 52. El catalizador regenerado se divide en dos partes, en las que una parte entra en el tubo A ascendente a través de la tubería 53 inclinada y la otra parte entra en el lecho B fluidizado secuencialmente a través de la tubería 54 inclinada y la línea 56 de transferencia vertical para el uso de reciclaje. El vapor producto en la cámara 44 entra en el sistema 46 de separación posterior, desde donde el etileno y el propileno obtenidos a través de la separación se retiran a través de la tubería 7, el gas seco de craqueo catalítico (es decir hidrógeno y metano) se retira a través de la tubería 6, los compuestos C20-C30 de craqueo se retiran a través de la tubería 8 y finalmente se introduce en la línea 26 de transferencia vertical, el C4-C5 de craqueo catalítico se retira a través de la tubería 9, la nafta de craqueo catalítico se retira a través de la tubería 10 para separar compuestos aromáticos tales como tolueno, xileno, etc., el diésel de craqueo catalítico se retira a través de la tubería 11, el aceite de ciclo de craqueo catalítico y la suspensión se retiran a través de la tubería 12. Los compuestos C4-C5 de craqueo catalítico vuelven al lecho B fluidizado secuencialmente a través de la tubería 26 y la línea 56 de transferencia vertical. El diésel o diésel hidrotratado, el aceite de ciclo de craqueo catalítico, y la suspensión vuelven juntos al tubo A ascendente a través de la tubería 5.
La figura 3 es el diagrama de flujo principal esquemático del procedimiento de otro esquema (no según la reivindicación 1).
El flujo principal del procedimiento después del hidrotratamiento se describe brevemente tal como sigue: la materia prima se mezcla a través de la tubería 1 con el aceite de ciclo procedente de la tubería 15, entonces entra en la unidad 23 de hidrotratamiento a través de la tubería 22, entra en contacto con el catalizador de hidrotratamiento y con hidrógeno, y reacciona en las condiciones de una presión parcial de hidrógeno de entre 3,0 MPa y 20,0 MPa, una temperatura de reacción de entre 300°C y 450°C, una razón de hidrógeno/aceite de entre 300 y 2000 en volumen, y una LHSV de entre 0,1 h-1 y 3,0 h-1. El aceite producido en la unidad de hidrotratamiento se mezcla a través de la tubería 24 con la corriente de reciclaje procedente de la tubería 17, entonces entra en el reactor 2 de craqueo catalítico, entra en contacto con craqueo catalítico y vapor de agua, y reacciona en las condiciones de una temperatura de entre 500°C y 700°C, una presión de entre 0,15-0,4 MPa (presión absoluta), una razón del catalizador de craqueo catalítico con respecto a materia prima de craqueo catalítico de entre 5 y 50 en peso, una razón de vapor de agua con respecto a materia prima de craqueo catalítico de entre 0,05 y 1,0 en peso. El catalizador gastado coquizado y el vapor producto de reacción entra en el separador 4 de catalizador/aceite a través de la tubería 3, el catalizador gastado separado entra en el regenerador 6 a través de la tubería 5. El catalizador regenerado al quemar coque posee mayor actividad y selectividad, volviendo al reactor 2 a través de la tubería 7, y el vapor producto de reacción entra en el separador 9 de productos. El etileno y el propileno separados se retiran a través de la tubería 12, y la nafta craqueada de la cual se retiran compuestos C5-C6 entra en la unidad 19 de extracción con disolvente. Los compuestos aromáticos obtenidos se retiran a través de la tubería 21, el hidrógeno y el metano se retiran a través de la tubería 10, el etano y el propano se retiran a través de la tubería 11, los compuestos C4-C6 se retiran a través de la tubería 13, el aceite de ciclo se retira a través de la tubería 15, y la suspensión se retira a través de la tubería 16. El etano y el propano, los compuestos C4-C6, el refinado de extracción de nafta y la suspensión vuelven total o parcialmente al reactor 2 de craqueo catalítico secuencialmente a través de las tuberías 17 y 18, y el aceite de ciclo vuelve a unidad 23 de hidrotratamiento secuencialmente a través de las tuberías 15 y 22.
La figura 4 es el diagrama de flujo principal esquemático del procedimiento y el aparato de otro esquema (no según la reivindicación 1).
El flujo principal del presente procedimiento es tal como sigue: la materia prima se mezcla a través de la tubería 1 con diésel procedente de la tubería 11, entonces entra en la unidad A de hidrogenación. E1H2, el CH4, los compuestos C20-C40 hidrotratados, la nafta hidrotratada y el producto hidrotratado obtenidos mediante hidrotratamiento se retiran de las tuberías 2, 3, 4 y 5, respectivamente. Los compuestos C20-C40 hidrotratados y la nafta hidrotratada se mezclan respectivamente a través de las tuberías 3 y 4 entonces entran en la unidad E de craqueo con vapor de agua esencialmente a través de las tuberías 23 y 24. El producto hidrotratado, como materia prima para craqueo catalítico, se mezcla con compuestos C4-C5 procedentes de la tubería 26, entonces entra en la unidad B de craqueo catalítico y reacciona en las condiciones de una temperatura de entre 500°C y 700°C, una presión de entre 0,15-0,4 MPa (presión absoluta), una razón del catalizador de craqueo catalítico con respecto a materia prima de craqueo catalítico de entre 5 y 50 en peso, una razón de vapor de agua con respecto a materia prima de craqueo catalítico de entre 0,05 y 1,0 en peso. El H2, el CH4, los compuestos C2=-C3= de craqueo catalítico, los compuestos C20-C30 de craqueo, los compuestos C4-C5 de craqueo catalítico, la nafta de craqueo catalítico, el diésel, el aceite de ciclo obtenidos en la unidad B de craqueo catalítico se retiran de las tuberías 2, 3, 4 y 5 respectivamente. Los compuestos C2=-C3= son uno de los productos deseados. Los compuestos C20-C30 como una de las materias primas de craqueo con vapor de agua entran en la unidad E de craqueo con vapor de agua secuencialmente a través de las tuberías 8, 22 y 24. Los compuestos C4-C5 de craqueo catalítico se mezclan a través de la tubería 9 con los compuestos C4-C5 de craqueo con vapor de agua procedentes de la tubería 18, luego vuelven a la unidad B de craqueo catalítico secuencialmente a través de las tuberías 26 y 27. La nafta de craqueo catalítico se mezcla con la nafta de craqueo con vapor de agua procedente de la tubería 19, entonces entra en la unidad C de hidrogenación selectiva a través de la tubería 25. El diésel vuelve a la unidad A de hidrogenación secuencialmente a través de las tuberías 11 y 28. El aceite de ciclo vuelve a la unidad B de craqueo catalítico a través de la tubería 12. La corriente procedente de la unidad C de hidrogenación selectiva entra en la unidad D de extracción con disolvente. El BTX obtenido en la unidad D de extracción con disolvente se retira de la tubería 14 como productos deseados, y el refinado de extracción entra en la unidad E de craqueo con vapor de agua secuencialmente a través de las tuberías 13, 22 y 24.
Los compuestos C20-C40 hidrotratados, la nafta hidrotratada, los compuestos C20-C30 de craqueo y el refinado de extracción se mezclan en primer lugar respectivamente a través de las tuberías 3, 4, 8 y 13, y entran entonces en la unidad E de craqueo con vapor de agua a través de la tubería 24. El H2, el CH4, los compuestos C2=-C3= craqueados con vapor de agua, los compuestos C20-C30 craqueados con vapor de agua, los compuestos C4-C5 craqueados con vapor de agua, la nafta craqueada con vapor de agua, y el fuelóleo se retiran respectivamente a través de las tuberías 15, 16, 17, 18, 19 y 20, en las que los compuestos C2=-C3= craqueados con vapor de agua se retiran de la unidad a través de la tubería 16 como uno de los productos deseados, los compuestos C20-C30 craqueados con vapor de agua vuelven a la unidad E de craqueo con vapor de agua a través de la tubería 17, los compuestos C4-C5 craqueados con vapor de agua entran en la unidad B de craqueo catalítico secuencialmente a través de las tuberías 18, 26 y 27, y la nafta craqueada con vapor de agua entra en la unidad C de hidrogenación selectiva a través de la tubería 19.
Mediante el uso de los varios procedimientos tal como se describe en el presente documento, la refinería puede producir olefinas ligeras tales como propileno, etileno, al máximo, en el que el rendimiento de propileno supera el 20% en peso, preferiblemente supera el 25%, y más preferiblemente supera el 30%, y también puede producir productos conjuntos, compuestos aromáticos ricos en tolueno, xileno. Por tanto, se realiza un avance técnico de la refinería concept, es decir, una conversión de la refinería desde el modo convencional de producción de combustible y lubricante al modo de la industria química y un desarrollo y una extensión de la refinería desde el refino de un solo aceite hasta la producción de productos derivados con altos valores añadidos. Esta conversión no sólo resuelve el problema de la escasez de materias primas químicas, sino que también aumenta el beneficio de la refinería.
Los siguientes ejemplos describirán adicionalmente la presente invención pero sin limitarla.
La materia prima usada en los ejemplos es VGO, las propiedades se muestran en la tabla 1, y el disolvente usado en los ejemplos es sulfolano.
El procedimiento para preparar el catalizador de craqueo catalítico usado en los ejemplos se describe brevemente tal como sigue:
1) Se disolvieron 20 g de NH4O en 1000 g de agua, a los que se añadieron 100 g (base seca) del producto cristalizado zeolita ZRP-1 (producido en la planta de catalizadores de Qilu Petrochemicals Co., SiO2/AhO3=30, contenido de tierras raras RE2O3=4 ,0% en peso), y se obtuvo una torta de filtración después de cambiar a 90°C durante 0,5 horas y filtración. Se impregnó la torta de filtración con una disolución de 4,0 g de H3PO4 (con una concentración del 85%) y 4,5 g de Fe(NO3)3 en 90 g de agua y luego se secó. Se calcinó el sólido resultante a 550°C durante 2 horas para obtener una zeolita de tamaño de poro intermedio que contenía fósforo y hierro y que tenía la estructura de MFI, cuya composición determinada mediante análisis elemental fue 0,1Na2O-5,1Al2O3-2,4P2O5-1,5Fe2O3-3,8RE2O3-88,1SiO2.
2) Se suspendieron 75,4 kg de haloisita (producto de Suzhou Porcelain Clay Co., contenido en sólidos del 71,6% en peso) con 250 kg de agua sin cationes y se añadieron 54,8 kg de pseudoboehmita (producto industrial de Shandong Alumina Plant, contenido en sólidos del 63% en peso). Se ajustó el pH a 2-4 con ácido clorhídrico, se agitó uniformemente la suspensión y se apartó para que envejeciera a 60-70°C durante 1 hora. Se bajó la temperatura hasta por debajo de 60°C mientras se mantenía el pH a 2-4, y luego se añadieron 4,5 kg de sol de alúmina (producto industrial de Shandong Alumina Plant, contenido en AhO3 del 21,7% en peso). Se obtuvo una suspensión mixta después de agitar durante 40 min.
3) Se añadieron la zeolita de tamaño de poro intermedio que contenía fósforo y hierro y que tenía la estructura de MFI preparada en la etapa 1) (base seca 45 kg) y la zeolita DASY (producto industrial de la planta de catalizadores de Qilu Petrochemicals Co., tamaño de celda unitaria 2.445-2.448 nm, contenido en RE2O3 del 2,0%, base seca 7,5 kg) a la suspensión mixta obtenida en la etapa 2) y se agitó uniformemente. Se conformó la suspensión resultante mediante secado por pulverización y se lavó el producto con una disolución de dihidrogenofosfato de amonio (contenido en fósforo del 1% en peso) para retirar el Na+ libre. Después del secado, se obtuvo una muestra del catalizador de craqueo catalítico. La composición del catalizador fue del 30% en peso de zeolita de tamaño de poro intermedio de estructura MFI que contenía fósforo y hierro, el 5% en peso de zeolita DASY, el 23% en peso de pseudoboehmita, el 6% en peso de sol de alúmina, y el resto caolín.
El procedimiento para preparar el catalizador de hidrotratamiento usado en los ejemplos se describe brevemente tal como sigue: Se disolvieron metatungstato de amonio ((NH4W4O13 I 8H2O, químicamente puro) y nitrato de níquel (Ni(NO3)2'6H2O, químicamente puro) en agua para preparar 200 ml de disolución. Se añadieron a la disolución 50 g de soporte de alúmina y se impregnó a temperatura ambiente durante 3 horas. Durante la impregnación, se trató la disolución de impregnación con un instrumento ultrasónico durante 30 min, y luego se enfrió, se filtró y se secó en un horno microondas durante aproximadamente 15 min. La composición del catalizador fue del 30% en peso de WO3, el 3,1% en peso de NiO, y el resto alúmina.
El procedimiento para preparar el catalizador de hidrotratamiento usado en los ejemplos se describe brevemente tal como sigue: Se disolvieron metatungstato de amonio ((NH4W4O1318H2O, químicamente puro) y nitrato de níquel (Ni(NO3)2'6H2O, químicamente puro) en agua para preparar 200 ml de disolución. Se añadieron 100 g de soporte de alúmina a la disolución y se impregnó a temperatura ambiente durante 4 horas. Después de la separación, se secó el catalizador húmedo en un horno durante 4 horas y se calcinó en un horno tubular con soplado de aire a 500°C durante 4 horas. La composición del catalizador fue del 25,3% en peso de WO3, el 2,3% en peso de NiO, y el resto alúmina.
Ejemplo 1 (referencia)
El experimento del presente ejemplo se llevó a cabo según el flujo en la figura 1. Se usó materia prima A directamente como materia prima de craqueo catalítico y el experimento se llevó a cabo en siete zonas de reacción que consisten en tubo ascendentes y lecho fluidizados. Las temperaturas de reacción de las zonas de reacción I, II, III, IV, V, VI y VII fueron secuencialmente 530°C, 520°C, 550°C, 540°C, 640°C, 620°C y 580°C, y las WHSV de las zonas de reacción I, II, III, IV, V, VI y VII fueron secuencialmente 360 h-1, 720 h-1, 20 h-1, 180 h-1, 5 h-1, 200 h-1 y 620 h-1, en las que las temperaturas de reacción de las zonas de reacción III y V fueron 20°C y 110°C mayores que las de la zona de reacción 1 respectivamente, la razón de las WHSV de las zonas de reacción III y V (lecho fluidizado) con respecto a la de la zona de reacción I (tubo ascendente) fueron de 1:18 y 1:72 respectivamente, y el calor aportado a las zonas de reacción III y V representan el 11% y el 60% del calor de reacción del sistema de reacción total, respectivamente. Finalmente, se separaron los productos, en los que los compuestos C3-C5 se reciclaron a los lechos fluidizados. Las condiciones de funcionamiento de las zonas de reacción I, III y V, y la distribución de productos se muestran en la tabla 2.
A partir de la tabla 2 puede observarse que los rendimientos de propileno y etileno alcanzan hasta el 35,21% y 14,56% en peso, respectivamente, y los de tolueno y xileno son del 3,95% y el 4,26% en peso, respectivamente.
Ejemplo 2
El experimento del presente ejemplo se llevó a cabo según el flujo en la figura 2. Se usó la materia prima B directamente como materia prima de craqueo catalítico y el experimento se llevó a cabo en un reactor de lecho fluidizado más un tubo ascendente de tamaño medio, en el que la temperatura de reacción del lecho fluidizado fue 30°C mayor que la del tubo ascendente, la razón de la WHSV del lecho fluidizado con respecto a la del tubo ascendente fue de 1:360, y el calor aportado al lecho fluidizado representa el 22% del calor de reacción del sistema de reacción total. Finalmente, se separaron los productos, en los que sólo se recicló la suspensión al tubo ascendente y los compuestos C4-C6 se reciclaron al lecho fluidizado, pero la otra corriente no se cicló. Las condiciones de funcionamiento de craqueo catalítico y la distribución de productos se muestran en la tabla 2.
A partir de la tabla 2 puede observarse que los rendimientos de propileno y etileno son de hasta el 30,46% y el 18,31% en peso, respectivamente, y los de tolueno y xileno son del 2,45% y el 7,38% en peso, respectivamente.
Ejemplo 3 (referencia)
El experimento del presente ejemplo se llevó a cabo según el flujo en la figura 3. En primer lugar, se sometió la materia prima A a hidrotratamiento, y el producto hidrotratado (el contenido de hidrógeno aumentó desde el 12,40% hasta el 13,54% en peso y el contenido de compuestos aromáticos disminuyó desde el 44,1% hasta el 20,0% en peso) se usó como materia prima de craqueo catalítico. El experimento se llevó a cabo en un reactor de lecho fluidizado más un tubo ascendente de tamaño medio, en el que la temperatura de reacción del lecho fluidizado fue 40°C mayor que la del tubo ascendente, la razón de la WHSV del lecho fluidizado con respecto a la del tubo ascendente fue de 1:30, y el calor aportado al lecho fluidizado representa el 25% del calor de reacción del sistema de reacción total. Finalmente, se separaron los productos, en los que sólo se recicló la suspensión al tubo ascendente, pero la otra corriente no se cicló. Las condiciones de funcionamiento del hidrotratamiento y el craqueo catalítico y la distribución de productos se muestran en la tabla 3.
A partir de la tabla 3 puede observarse que los rendimientos de propileno y etileno son de hasta el 32,97% y el 12,63% en peso, respectivamente, y los de tolueno y xileno son del 1,93% y el 4,05% en peso, respectivamente.
Ejemplo 4 (referencia)
El experimento del presente ejemplo se llevó a cabo según el flujo en la figura 4. El reactor para craqueo catalítico es un reactor de lecho fluidizado más un tubo ascendente en una planta piloto, en el que la temperatura de reacción del lecho fluidizado fue 40°C mayor que la del tubo ascendente, la razón de la WHSV del lecho fluidizado con respecto a la del tubo ascendente fue de 1:30, y el calor aportado al lecho fluidizado representa el 30% del calor de reacción del sistema de reacción total. Finalmente, se separaron los productos, en los que sólo se recicló la suspensión al tubo ascendente, pero la otra corriente no se cicló. Todos los experimentos de hidrotratamiento, craqueo catalítico, hidrogenación selectiva y extracción con disolvente se llevaron a cabo en unidades de tamaño medio correspondientes.
La materia prima usada en el presente ejemplo fue la misma que la del ejemplo 3, es decir, la materia prima A, y las condiciones de funcionamiento y la distribución de productos se muestran en la tabla 3. A partir de la tabla 3 puede observarse que los rendimientos de propileno y etileno son de hasta el 40,65% y el 20,64% en peso, respectivamente, y los de tolueno y compuestos aromáticos C8 son del 4,34% y 5,18% en peso, respectivamente.
Tabla 1
Figure imgf000010_0001
*Referencia
Tabla 2
Figure imgf000010_0002
Figure imgf000011_0001
*Referencia
Figure imgf000011_0002
Tabla 3
Figure imgf000011_0003
Figure imgf000012_0001
*Referencia

Claims (1)

  1. REIVINDICACIONES
    Procedimiento para producir olefinas ligeras y compuestos aromáticos, procedimiento que es un procedimiento para convertir materias primas pesadas en olefinas ligeras ricas en propileno y etileno y compuestos aromáticos ricos en tolueno y xileno, y dicho procedimiento produce simultáneamente propileno, etileno y compuestos aromáticos a partir de materias primas pesadas, y el rendimiento de propileno es mayor al 20%,
    que comprende hacer reaccionar la materia prima poniéndola en contacto con un catalizador de craqueo catalítico en dos zonas de reacción, que consisten en una zona de reacción de tubo ascendente y una de lecho fluidizado en serie,
    en el que la materia prima del tubo ascendente es gasóleo de vacío, gasóleo atmosférico, gasóleo coquizado o petróleo desasfaltado, o una mezcla de los mismos,
    el catalizador está constituido por:
    el 30% en peso de zeolita de tamaño de poro intermedio de estructura MFI que contiene fósforo y hierro de fórmula 0,1 Na2O * 5,1 AhOs* 2,4 P2O5 * 1,5 Fe2Oa * 3,8 Re2Oa * 88,1 SO 2,
    el 5% en peso de zeolita DASY,
    el 23% en peso de pseudoboehmita,
    el 6% en peso de sol de alúmina,
    y el resto caolín,
    en el que las condiciones en cada una de dichas zonas de reacción son: temperatura de reacción: 400°C-800°C, WHSV 0,1 h-1-750 h-1, presión de reacción: 0,10 MPa-1,0 MPa, razón de catalizador de craqueo catalítico con respecto a la materia prima: 1-150 en peso,
    en el que la temperatura de reacción del lecho fluidizado aguas abajo del tubo ascendente es mayor que la del tubo ascendente y su WHSV es menor que la del tubo ascendente y en el que la diferencia entre la temperatura de reacción del lecho fluidizado y la temperatura del tubo ascendente es de 10°C-200°C, y la razón de la WHSV del lecho fluidizado con respecto a la del tubo ascendente es de 1:1,1-1:750,
    en el que el calor total aportado al lecho fluidizado, con una temperatura de reacción mayor, representa el 10%-80% del calor de reacción de todo el sistema de reacción, los productos obtenidos se separan, la suspensión se recicla al tubo ascendente y los compuestos C4-C6 se reciclan al lecho fluidizado, el catalizador gastado se separa del vapor producto de reacción, el catalizador gastado se regenera y vuelve al reactor.
    Procedimiento según la reivindicación 1, en el que
    la materia prima y el vapor de agua entran en la zona de reacción del tubo ascendente, es decir, en el tubo ascendente, entran en contacto con un catalizador de craqueo catalítico regenerado y/o nuevo y reaccionan en las condiciones de una temperatura de reacción de entre 500°C y 700°C, una WHSV de entre 1 h-1 y 500 h-1, y una razón de vapor de agua con respecto a la materia prima de entre 0,05 y 1,0 en peso;
    el efluente de reacción procedente de la zona de reacción del tubo ascendente entra en la zona de reacción del lecho fluidizado, es decir, en el lecho fluidizado, entra en contacto con el catalizador de craqueo catalítico regenerado, vapor de agua, etano, propano, alcanos C4-C8, y reacciona en condiciones de una temperatura de reacción de entre 500°C y 700°C, una WHSV de entre 1 h-1 y 500 h-1, y una razón de vapor de agua con respecto a materia prima de entre 0,05 y 1,0 en peso; la diferencia entre la temperatura de reacción de la zona de reacción del lecho fluidizado y la de la zona de reacción del tubo ascendente es de 20°C-100°C, y la razón de la WHSV de la zona de reacción del lecho fluidizado con respecto a la de la zona de reacción del tubo ascendente es de 1:1,1-1:300;
    el catalizador gastado en la zona de reacción del lecho fluidizado se separa del vapor producto de reacción, en el que el catalizador gastado entra en el regenerador después del arrastre y vuelve a la zona de reacción del tubo ascendente y la zona de reacción del lecho fluidizado después de regenerarse quemando coque, y el vapor producto de reacción se separa para obtener los productos deseados, olefinas ligeras y compuestos aromáticos.
    Procedimiento según la reivindicación 1, que comprende además: los gases y líquidos restantes en el gasóleo de reacción excepto los productos deseados, H2 y CH4, se usan como corrientes de reciclaje, que comprenden etano, propano, y alcanos C4-C6; el refinado de extracción obtenido después de la extracción con disolvente de la nafta, vuelve a la zona de reacción del lecho fluidizado, y el diésel, el aceite de ciclo y la suspensión vuelven a la zona de reacción del tubo ascendente.
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