MX2015000320A - Proceso y aparato de pirolisis catalitica de fluidos para maximizar el rendimiento de olefinas ligeras o destilados medios y olefinas ligeras. - Google Patents

Abstract

Se revela un proceso y aparato de pirolisis catalítica de fluidos que provee la conversión eficiente de alimentaciones de hidrocarburos pesados a olefinas ligeras, aromáticos y gasolina. Un reactor de flujo a contracorriente que opera en regímenes de fluidización de burbujeo o turbulento es integrado con un reactor de elevador de pirolisis catalítica de fluidos. Una alimentación de hidrocarburo pesado es sometida a pirolisis catalítica a nafta u olefinas ligeras en el reactor de elevador, un reactor de flujo a contracorriente. Para mejorar el rendimiento y la selectividad a definas ligeras, los productos de hidrocarburo sometidos a pirolisis catalítica del reactor de elevador, tales como hidrocarburos C4 e hidrocarburos del intervalo de nafta pueden ser reciclados y procesados en el reactor de flujo a contracorriente. La integración del reactor de flujo a contracorriente con un reactor de elevador de FCC convencional y el sistema de regeneración del catalizador puede superar los problemas de balance de calor asociados comúnmente con los procesos de pirolisis catalítica de dos etapas, puede incrementar sustancialmente la conversión global y rendimiento de olefinas ligeras y/o puede incrementar la capacidad para procesar materias primas más pesadas.

Description

PROCESO Y APARATO DE PIROLISIS CATALITICA DE FLUIDOS PARA MAXIMIZAR EL RENDIMIENTO DE OLEFINAS LIGERAS O DESTILADOS MEDIOS Y OLEFINAS LIGERAS CAMPO DE LA DESCRIPCIÓN Las modalidades reveladas en la presente son concernientes en general con un aparato de craqueo catalítico de fluidos y proceso para maximizar la conversión de una alimentación de hidrocarburos pesados, tales como residuos de gasóleo y/o aceite pesado al vacío a muy alto rendimiento de olefinas ligeras, tales como propileno y etileno, aromáticos y gasolina con alto índice de octano ANTECEDENTES DE LA INVENCION En tiempos recientes, la producción de olefinas ligeras vía procesos de craqueo catalítico de fluidos (FCC) ha sido considerada una de las propuestas más atractivas. Las especificaciones del combustible se están volviendo incrementadamente severas debido a las regulaciones ambientales más estrictas. Adicionalmente, hay una demanda aún incrementada por bloques de construcciones petroquímicos, tales como propileno, etileno y compuestos aromáticos (benceno, tolueno, xilenos, etc.). Además, la integración de refinerías de petróleo con un complejo de petroquímicos se ha convertido en una opción preferida, tanto por razones económicas como por razones ambientales. Las tendencias globales también muestran que hay demanda incrementada por destilados medios (diesel) en comparación con aquella del producto de gasolina. La maximización de los destilados medios de un proceso de FCC típico requiere poner en operación el FCC a temperaturas del reactor más bajas; también requiere el uso de diferentes formulaciones catalíticas. El funcionamiento a temperaturas más bajas disminuye el rendimiento de olefinas ligeras y reduce la materia prima de alimentación para las unidades de alquilación.

Se han desarrollado varios procesos catalíticos de lecho fluidizado en las últimas dos décadas, adaptándose a las demandas cambiantes del mercado. Por ejemplo, US7479218 revela un sistema de reactor catalítico fluidizado en el cual un tubo ascendente-reactor es dividido en dos secciones de radios diferentes, con el fin de mejorar la selectividad para la producción de olefinas ligeras. La primera parte del reactor tubo ascendente con radios menores es usada para el craqueo de moléculas de alimentación pesadas al intervalo de nafta. La porción de radios amplios, la segunda parte del reactor tubo ascendente es usada para el craqueo adicional de productos del intervalo de nafta a olefinas ligeras tales como propileno, etileno, etc. Aunque el concepto del sistema del reactor es bastante simple, el grado de selectividad a olefinas ligeras es limitado por las siguientes razones: (1) las corrientes de alimentación del intervalo de nafta se ponen en contacto con el catalizador parcialmente coquizado o desactivado; (2) la temperatura en la segunda parte de la sección de reacción es mucho más baja que la primera zona debido a la naturaleza endotermica de la reacción en ambas secciones y (3) carencia de la alta energía de activación requerida para el craqueo de alimentación ligera, en comparación con aquella de hidrocarburos pesados.

US6106697, US7128827, US7323099 y emplean unidades de craqueo catalítico de fluido (FCC) de dos etapas para permitir un alto grado de control para el craqueo selectivo de hidrocarburos pesados y corrientes de alimentación del intervalo de la nafta. En la unidad de FCC de primera etapa, que consiste de un reactor tubo ascendente, separador y regenerador para convertir las alimentaciones de gasóleo/hidrocarburo pesado a productos del intervalo de ebullición de la nafta, en presencia del catalizador de zeolita de poro grande tipo Y. Se usa una unidad de FCC de segunda etapa con un conjunto similar de recipientes/configuración para el craqueo catalítico de corrientes de nafta recieladas de la primera etapa. Por supuesto, la unidad de FCC de segunda etapa emplea un catalizador tipo ZSM-5 (zeolita de poro pequeño) para mejorar la selectividad a olefinas ligeras. Aunque este esquema provee un alto grado de control sobre la alimentación, el catalizador y selección y optimización de la ventana de operación en un sentido amplio, el procesamiento de segunda etapa de la alimentación de nafta produce muy poco coque que es insuficiente para mantener el balance de calor. Esto demanda calor de fuentes externas para tener una temperatura apropiada en el regenerador, para obtener buena combustión y suministrar calor para la vaporización de la alimentación y la reacción endotérmica. Usualmente, el gas de encendido es quemado en el regenerador de FCC de segunda etapa, lo que conduce a una desactivación excesiva del catalizador debido a las temperaturas más altas de las partículas del catalizador y puntos calientes.

US7658837 revela un proceso y dispositivo para optimizar los rendimientos de productos de FCC al utilizar una parte de un lecho separador convencional como un separador reactivo. Tal concepto de separación reactivo del segundo reactor compromete la eficiencia de separación a alguna extensión y de aquí puede conducir a carga de coque incrementada al regenerador. También es probable que el rendimiento y selectividad del producto sean afectados debido al contacto de la alimentación con el catalizador coquizado o desactivado. Además, las temperaturas del separador reactivo no pueden ser cambiadas independientemente debido a que la temperatura superior del tubo ascendente es controlada directamente para mantener un conjunto deseado de condiciones en el tubo ascendente.

US2007/0205139 revela un proceso para inyectar la alimentación de hidrocarburo a través de un primer distribuidor ubicado en la sección del fondo del tubo ascendente para maximizar el rendimiento de gasolina. Cuando el objetivo es maximizar las olefinas ligeras, la alimentación es inyectada en la sección superior del tubo ascendente, a través de un sistema de distribución de alimentación similar, con la intención de disminuir el tiempo de residencia de los vapores de hidrocarburo en el tubo ascendente.

W02010/067379 tiene como objetivo incrementar los rendimientos de propileno y etileno al inyectar corrientes de C4 y corrientes de nafta olefínicas en la zona de elevación del tubo ascendente, por debajo de la zona de inyección de alimentación de hidrocarburo pesado. Estas corrientes no sólo mejoran el rendimiento de olefinas ligeras sino que también actúan como medios para el transporte del catalizador en lugar de vapor. Este concepto ayuda a reducir el grado de desactivación térmica del catalizador. Sin embargo, esto carece de flexibilidad de condiciones de operación variables tales como la temperatura y la HSV en la zona de elevación, que son críticas para el craqueo de tales corrientes de alimentación ligeras. Es probable que esto dé como resultado selectividad inferior a las olefinas ligeras deseadas.

US6869521 revela que el contacto de una alimentación derivada del producto de FCC (particularmente nafta) con un catalizador en una operación del segundo reactor en el régimen de fluidización rápida es útil para promover reacciones de transferencia de hidrógeno y también para controlar reacciones de craqueo catalíticas.

US7611622 describe un proceso de FCC que usa tubos ascendentes dobles para convertir una materia prima de alimentación que contiene C3/C4 a aromáticos. Las primeras y segundas alimentaciones de hidrocarburos son suministradas a los respectivos primeros y segundos tubos ascendentes en presencia de catalizador enriquecido con galio y el segundo tubo ascendente opera a una temperatura de reacción más alta que el primero.

US5944982 revela un proceso catalítico con tubos ascendentes dobles para producir gasolina de bajo contenido de azufre y alto octanaje. El segundo tubo ascendente es usado para procesar el recielado de la nafta pesada y aceites de ciclo ligero después del hidrotratamiento para maximizar el rendimiento de gasolina y el número de octano.

US20060231461 revela un proceso que maximiza la producción de petróleo de ciclo ligero (LCO) o producto de destilado medio y d efinas ligeras. Este proceso emplea un sistema de dos reactores, donde el primer reactor (tubo ascendente) es usado para el para el craqueo de la alimentación de gasóleo a predominantemente LCO y se usa un segundo reactor de lecho denso concurrente para el craqueo de nafta recielada del primer reactor. Este proceso es limitado por la selectividad del catalizador y carece del nivel deseado de olefinas en la nafta debido a la operación del primer reactor a temperaturas de reacción sustancialmente más bajas.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN Se ha encontrado que es posible usar un esquema de dos reactores para craquear hidrocarburos, incluyendo el craqueo de una fracción de C4, fracción de C5 más ligera, fracción de nafta, metano, etc., para la producción de olefinas ligeras, en donde el esquema de dos reactores no tiene limitaciones en la selectividad y operación, satisface los requerimientos de balance de calor y también mantiene un bajo conteo de piezas. Modalidades selectas reveladas en la presente usan un reactor de tubo ascendente convencional, en combinación con un reactor de lecho fluidizado burbujeante/turbulento a contracorriente diseñado para maximizar la producción de olefinas ligeras. Los efluentes del reactor de tubo ascendente y el reactor de flujo a contracorriente son procesados en un recipiente de separación del catalizador común y los catalizadores usados en cada uno del reactor de tubo ascendente y el reactor de flujo a contracorriente son regenerados en un recipiente de regeneración del catalizador común. Este esquema de flujo es efectivo para mantener una alta actividad de craqueo, supera los problemas de balance de calor y también mejora el rendimiento y selectividad de olefinas ligeras de varias corrientes de hidrocarburo, aún simplifica el enfriamiento del producto y los elementos físicos de la unidad, como se describirá en más detalle posteriormente en la presente.

En un aspecto, las modalidades reveladas en la presente son concernientes con un proceso para el craqueo catalítico de hidrocarburos que incluye: regenerar un catalizador agotado que tiene un primer catalizador de craqueo con un primer tamaño de partícula promedio y densidad y un segundo catalizador de craqueo con un segundo tamaño de partícula promedio y densidad en un recipiente de regeneración catalítico para formar un catalizador regenerado. El tamaño de partícula promedio del primer catalizador de craqueo es menor que el tamaño de partícula promedio del segundo catalizador de craqueo. Una primera alimentación de hidrocarburo es puesta en contacto en flujo a co-corriente con una primera porción del catalizador regenerado en un reactor de tubo ascendente para producir un primer efluente que incluye un primer producto de hidrocarburo craqueado y una fracción del catalizador mezclado agotado. Una segunda porción del catalizador regenerado es alimentada a un reactor de flujo a contracorriente, en donde concurrentemente: (i) el primer catalizador de craqueo es separado del segundo catalizador de craqueo, en base a por lo menos uno de la densidad y el tamaño de partícula; (ii) una segunda alimentación de hidrocarburo es puesta en contacto en flujo a contracorriente con el segundo catalizador de craqueo para producir un segundo producto de hidrocarburo craqueado; (iii) un segundo efluente es recuperado del reactor de flujo a contracorriente que incluye el segundo producto de hidrocarburos craqueado y el primer catalizador de craqueo y (iv) un tercer efluente es recuperado que incluye el segundo catalizador agotado. El primer efluente y el segundo efluente son alimentados a un recipiente de separación para separar la fracción de catalizador mezclado agotado y el primer catalizador de craqueo separado de los primeros y segundos productos de hidrocarburo craqueados. Los catalizadores separados son alimentados del recipiente de separación al recipiente de regeneración del catalizador como el catalizador agotado.

En otro aspecto, las modalidades reveladas en la presente son concernientes a un aparato para el craqueo catalítico de hidrocarburos. El sistema puede incluir un recipiente de regeneración del catalizador para regenerar un catalizador agotado que incluye un primer catalizador de craqueo que tiene un primer tamaño de partícula promedio y densidad y un segundo catalizador de craqueo que tiene un segundo tamaño de partícula promedio y densidad, para formar un catalizador regenerado que comprende el primer catalizador de craqueo el segundo catalizador de craqueo. El tamaño de partícula promedio del primer catalizador de craqueo es menor que el tamaño de partícula promedio del segundo catalizador de craqueo. El sistema también incluye un reactor de tubo ascendente para poner en contacto a flujo a co-corriente una primera alimentación de hidrocarburo con una primera porción del catalizador regenerado, para producir un primer efluente que incluye un primer producto de hidrocarburo craqueado y una fracción de catalizador mezclado agotado. Se provee un conducto de flujo para alimentar una segunda porción del catalizador regenerado a un reactor de flujo a contracorriente. El reactor de flujo a contracorriente está configurado para concurrentemente: (i) separar el primer catalizador de craqueo del segundo catalizador de craqueo, en base a por lo menos uno de la densidad y el tamaño de partícula; (ii) de poner en contacto en flujo a contracorriente una segunda alimentación de hidrocarburos con predominantemente el segundo catalizador de craqueo para producir un segundo producto de hidrocarburo craqueado; (iii) recuperar un segundo efluente del reactor de flujo a contracorriente que comprende el segundo producto de hidrocarburo craqueado y el primer catalizador de craqueo y (iv) recuperar un tercer efluente que comprende el segundo catalizador agotado. Luego se usa un recipiente de separación para separar el primer efluente y el segundo efluente y para recuperar (a) una fracción de catalizador agotado que incluye la fracción de catalizador mezclado agotado y el primer catalizador de craqueo separado y (b) un efluente que incluye los primeros y segundos productos de hidrocarburo craqueados. También se provee un conducto de flujo para alimentar la fracción de catalizador agotado del recipiente de separación al recipiente de regeneración del catalizador.

Otros aspectos y ventajas se harán evidentes de la siguiente descripción y las reivindicaciones adjuntas.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS La figura 1 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso para el craqueo de hidrocarburos y para producir d efinas ligeras de acuerdo con una o más de las modalidades reveladas en la presente.

DESCRIPCIÓN DETALLADA En un aspecto, las modalidades en la presente son concernientes con un aparato de craqueo catalítico de fluidos y proceso para maximizar la conversión de una alimentación de hidrocarburo pesado, tales como residuos de gasóleo y/o aceite pesado al vacío en muy alto rendimiento de d efinas ligeras, tales como propileno y etileno, aromáticos y gasolina con alto número de octano o destilados medios, mientras que concurrentemente se minimiza el rendimiento del producto del fondo más pesado. Para llevar a cabo este objetivo, un reactor de flujo a contracorriente que opera en regímenes de fluidización de burbujeo o turbulentos, es integrado con un reactor de craqueo catalítico de fluidos convencional, tal como un reactor de tubo ascendente. La alimentación de hidrocarburo pesado es craqueada catalíticamente a nafta, destilados medios y olefinas ligeras en el reactor de tubo ascendente, que es un tipo de reactor de flujo a co-corriente neumático. Para mejorar los rendimientos y la selectividad a olefinas ligeras (etileno y propileno), los productos de hidrocarburo craqueados del reactor de tubo ascendente, tales como hidrocarburos del intervalo de C4 y nafta (olefinas y parafinas), pueden ser recielados y procesados en el reactor de flujo a contracorriente. Alternativa o adicionalmente, las corrientes de alimentación externas, tales como fracciones de C4 de otros procesos, tales como un reactor de craqueo de vapor, reactor de metátesis o unidad de coquización retardada y corrientes del intervalo de nafta de la coquización retardada, condensados rompedores de viscosidad o de gas natural, pueden ser procesados en el reactor de flujo a contracorriente para producir olefinas ligeras, tales como etileno y propileno. La integración del reactor de flujo a contracorriente con un reactor de tubo ascendente de FCC convencional, de acuerdo con las modalidades reveladas en la presente, puede superar los inconvenientes de los procesos de la téenica previa, puede incrementar sustancialmente la conversión global y el rendimiento de d efinas ligeras y/o puede incrementar la capacidad para procesar materias primas de alimentación más pesadas.

La integración del reactor de flujo a contracorriente con un reactor de tubo ascendente de FCC convencional, de acuerdo con las modalidades reveladas en la presente, puede ser facilitada (a) al utilizar un recipiente de regeneración de catalizador común, (b) utilizar dos tipos de catalizador, uno siendo selectivo para el craqueo de hidrocarburos más pesados, tal como gasóleo al vacío, gasóleo al vacío pesado, residuo pesado de fondos de torre atmosféricos y el otro siendo selectivo para el craqueo de hidrocarburos de C4 y del intervalo de nafta para la producción de olefinas ligeras y (c) el uso de un reactor de flujo a contracorriente que separará los dos tipos de catalizadores que favorecen el contacto de la alimentación de C4 o nafta con el catalizador selectivo para el craqueo del mismo y producir olefinas ligeras.

El primer catalizador de craqueo puede ser un catalizador de zeolita tipo Y, un catalizador de FCC u otros catalizadores similares útiles para el craqueo de materias primas de hidrocarburos más pesados. El segundo catalizador de craqueo puede ser un catalizador tipo ZSM-5 o ZSM-11 o catalizador similar útil para el craqueo de hidrocarburos de C4 del intervalo de nafta y selectivo para producir d efinas ligeras. Para facilitar los esquemas de dos reactores revelados en la presente, el primer catalizador de craqueo puede tener un primer tamaño de partícula promedio y densidad menor y más ligero que aquellos para el segundo catalizador de craqueo, de tal manera que los catalizadores pueden ser separados en base a la densidad y al tamaño (por ejemplo, en base a la velocidad terminal u otras características de las partículas catalíticas).

En el recipiente de regeneración del catalizador, el catalizador agotado recuperado tanto del reactor de tubo ascendente como del reactor de flujo a contracorriente es regenerado. Enseguida de la regeneración, una primera porción del catalizador mezclado puede ser alimentada del recipiente de regeneración a un reactor de tubo ascendente (reactor de flujo a co-corriente). Una segunda porción del catalizador mezclado puede ser alimentada del recipiente de regeneración al reactor de flujo a contracorriente.

En el reactor de flujo a co-corriente, una primera alimentación de hidrocarburo es puesta en contacto con una primera porción del catalizador regenerado para craquear por lo menos una porción de los hidrocarburos para formar hidrocarburos más ligeros. Luego un efluente puede ser recuperado del reactor de tubo ascendente, el efluente que comprende un primer producto de hidrocarburo craqueado y una fracción de catalizador mezclado agotado.

En el reactor de flujo a contracorriente, la segunda porción del catalizador regenerado fluye a una porción superior del recipiente del reactor, la zona de separación del catalizador, poniéndose en contacto con los hidrocarburos que fluyen hacia arriba y el vapor u otro medio de separación. El flujo hacia arriba de los componentes fluidos es mantenido a velocidad suficiente para separar el primer catalizador de craqueo del segundo catalizador de craqueo en base a diferencias en por lo menos uno de densidad y el tamaño de partícula de los dos catalizadores. El catalizador más grande y más denso, selectivo para el craqueo de las alimentaciones de hidrocarburo ligero, fluye hacia abajo y forma un lecho denso de partículas catalíticas. El segundo catalizador de craqueo que fluye predominantemente hacia abajo es puesto en contacto en flujo a contracorriente con una segunda alimentación de hidrocarburo que fluye hacia arriba, la fracción de C4 o de nafta mencionada anteriormente, craqueando los hidrocarburos y formando olefinas ligeras tales como etileno y propileno. El catalizador continúa fluyendo hacia abajo a través de la zona de reacción a una zona de separación inferior, en donde el catalizador es puesto en contacto con vapor u otro medio de separación para separar los hidrocarburos craqueados y los componentes de alimentación sin reaccionar del segundo catalizador de craqueo. El segundo catalizador de craqueo agotado es recuperado del fondo del reactor de flujo a contracorriente y devuelto al recipiente de regeneración del catalizador. El medio de separación, el producto de hidrocarburo craqueado y el primer catalizador de craqueo separado son recuperados como efluente de la porción superior del reactor.

El segundo efluente (productos de hidrocarburos craqueados y primer catalizador de craqueo separado) de la salida del reactor de flujo a contracorriente es transportado a un recipiente de separación vía un tubo elevador neumático que opera en un régimen de fluidización neumático. Este tubo elevador puede también ser usado para introducir una cantidad adicional de alimentación pesada o re-encauzar parte de la alimentación del reactor de primera etapa (el reactor de tubo ascendente). Esto sirve para dos propósitos. En primer lugar, el catalizador en la línea de salida de vapor del reactor de flujo a contracorriente es predominantemente catalizador de zeolita tipo Y/catalizador de FCC convencional que son preferidos para craquear moléculas de alimentación pesadas a destilados medios (diesel) a una temperatura de reacción relativamente más baja. La temperatura de reacción más baja (475-520°C) es preferible para maximizar los destilados medios. En segundo lugar, esto ayuda en el enfriamiento simultáneo (enfriamiento) de corrientes de producto de hidrocarburo más ligeras del reactor de flujo a contracorriente. La reacción de craqueo es endotérmica que ayuda a reducir la temperatura de los vapores de producto de salida y también el tiempo de residencia.

El primer efluente (hidrocarburos craqueados y catalizador mezclado agotado del reactor de tubo ascendente) y el segundo efluente (hidrocarburos craqueados y primer catalizador de craqueo separado del reactor de flujo a contracorriente) son ambos alimentados a un recipiente de separación para separar la fracción de catalizador mezclado agotado y el primer catalizador de craqueo separado de los primeros y segundos productos de hidrocarburo craqueados. Los productos de hidrocarburo craqueados, incluyendo olefinas ligeras, hidrocarburos C4, hidrocarburos del intervalo de la nafta e hidrocarburos pesados pueden luego ser separados para recuperar los productos deseados o fracciones de producto deseadas.

Así, los procesos revelados en la presente integran un reactor de flujo a contracorriente y un reactor de tubo ascendente, con separaciones del producto y regeneración del catalizador comunes, en donde los catalizadores utilizados en el reactor de flujo a contracorriente son altamente selectivos para el craqueo de hidrocarburos de C4 e hidrocarburos del intervalo de la nafta para producir d efinas ligeras. La regeneración del catalizador común provee balance de calor y la separación del producto común (recipiente de separación, etc.) provee simplicidad de operaciones y reduce el conteo de piezas entre otras ventajas.

Refiriéndose ahora a la figura 1, se ilustra un diagrama de flujo de proceso simplificado de procesos para el craqueo de hidrocarburos y que producen d efinas ligeras de acuerdo con modalidades reveladas en la presente. El proceso incluye una configuración de dos reactores para maximizar el rendimiento de propileno y etileno a partir de materias primas de alimentación de residuo de petróleo. El segundo reactor es un reactor de lecho fluidizado denso equipado con deflectores o componentes internos. Las d efinas de C4 y/ nafta ligera de los productos del primer reactor o corrientes de alimentación similares de fuentes externas son procesados en el segundo reactor para mejorar el rendimiento de d efinas ligeras, incluyendo propileno y etileno y aromáticos/gasolina de alto octanaje.

Se inyecta una alimentación de residuo de petróleo pesado a través de uno o más inyectores 2 ubicados cerca del fondo del primer reactor de tubo ascendente 3. La alimentación de petróleo pesado se pone en contacto con el catalizador regenerado caliente introducido a través de un doblez en forma de J 1. El catalizador, por ejemplo, puede ser un catalizador a base de zeolita tipo Y, que puede ser usado solo o en combinación con otros catalizadores, tales como ZSM-5 o ZSM-11.

El calor requerido para la vaporización de la alimentación y/o elevar la temperatura de la alimentación a la temperatura del reactor deseada, tal como en el intervalo de 500°C a aproximadamente 700°C y para el calor endotérmico (calor de reacción) puede ser provisto por el catalizador regenerado caliente procedente del regenerador 17. La presión en el primer reactor de tubo ascendente está normalmente en el intervalo de 1 bar manométrico a aproximadamente 5 bar manométricos.

Después que la mayor parte de la reacción de craqueo está consumada, la mezcla de productos, vapores de alimentación sin convertir y flujo del catalizador agotado a un sistema de cielón de dos etapas alojado en el recipiente de contención del ciclón 8. El sistema de ciclón de dos etapas incluye un ciclón primario 4, para separar el catalizador agotado de los vapores. El catalizador agotado es descargado al separador 9 a través de la pata de inmersión 5 del ciclón primario 5. Las partículas finas del catalizador arrastradas con los vapores separados del ciclón primario 4 y los vapores del producto del segundo reactor 32, introducidos vía la línea de flujo 36a y un ciclón de una sola etapa 36c son separados en el cielón de segunda etapa 6. El catalizador recolectado es descargado al separador 9 vía la pata de inmersión 7. Los vapores del ciclón de segunda etapa 6 son ventilados a través de una salida del ciclón secundaria conectada a la cámara impelente 11 y luego son enrutados a un fraccionador principal/planta de gas a través de la línea de vapor del reactor 12b para recuperación de productos, incluyendo las d efinas deseadas. Si es necesario, los vapores del producto son enfriados adicionalmente al introducir petróleo de ciclo ligero (LCO) o vapor vía la línea del distribuidor 12a como medio de enfriamiento.

El catalizador agotado recuperado vía las patas de inmersión 5, 7 sufre separación en el lecho del separador 9 para remover los vapores intersticiales (los vapores de hidrocarburo atrapados entre partículas catalíticas) mediante contacto a contracorriente del vapor introducido al fondo del separador 9 a través de un distribuidor de vapor 10. Luego, el catalizador agotado es transferido al regenerador 17 vía el tubo vertical del catalizador agotado 13a y la línea de elevación 15. La válvula de corredera del catalizador agotado 13b, ubicada en el tubo vertical del catalizador agotado 13a es usada para controlar el flujo del catalizador del separador 9 al regenerador 17. Una pequeña porción del aire de combustión es introducida a través de un distribuidor 14 para ayudar a suavizar la transferencia del catalizador agotado.

El catalizador coquizado o agotado es descargado a través del distribuidor de catalizador agotado 16 en el centro del lecho del regenerador denso 24. Se introduce el aire de combustión mediante un distribuidor de aire 18 ubicado en el fondo del lecho del regenerador 24. El coque depositado sobre el catalizador es luego quemado en el regenerador 17 vía reacción con el aire de combustión. El regenerador 17, por ejemplo, puede operar a una temperatura en el intervalo de alrededor de 640°C a alrededor de 750°C y una presión en el intervalo de alrededor del bar manométrico a alrededor de 5 bar manométricos. Las partículas finas del catalizador arrastradas junto con el gas de combustión son recolectadas en el cielón de primera etapa 19 y ciclón de segunda etapa 21 y son descargadas al lecho catalítico del regenerador a través de patas de inmersión respectivas 20, 22. El gas de combustión recuperado de la salida del ciclón de segunda etapa 21 es dirigido a la línea de gas de combustión 24 vía la cámara impelente 23 del regenerador para la recuperación de calor de desperdicio corriente abajo y/o recuperación de energía.

Una primera parte del catalizador regenerado es extraída a la tolva del catalizador regenerado (RCSP) 26 vía la línea de extracción 25, que está en comunicación de flujo con el regenerador 17 y el tubo vertical del catalizador regenerado 27. El lecho catalítico en la tolva del RCSP 26 flota con el nivel del lecho del regenerador 17. Luego, el catalizador regenerado es transferido de la tolva del RCSP 26 al reactor de tubo ascendente 3 vía el tubo vertical del catalizador regenerado 27, que está en comunicación de flujo con el doblez en forma de J 1. El flujo del catalizador del regenerador 17 al reactor de tubo ascendente 3 puede ser regulado por una válvula de corredera de RCSP 28 ubicada en el tubo vertical 27 del catalizador regenerado. La abertura de la válvula de corredera 28 es ajustada para controlar el flujo del catalizador para mantener una temperatura superior deseada en el reactor de tubo ascendente 3.

Además del vapor de elevación, también se hace provisión para inyectar corrientes de alimentación tales como d efinas de C4 y nafta o corrientes externas similares como medios de elevación al doblez en forma de J a través de un distribuidor de gas la ubicado en la sección de Y para permitir la transferencia uniforme del catalizador regenerado del doblez en forma de J 1 al reactor de tubo ascendente 3. El doblez en forma de J 1 también puede actuar como un reactor de lecho denso para el craqueo de d efinas de C4 y corrientes de nafta a olefinas ligeras a condiciones favorables para tales reacciones, tal como una WHSV de 0.5 a 50 h1, una temperatura de 640°C a 750°C y tiempos de residencia de 3 a 10 segundos. El diámetro del doblez en forma de J se puede hacer variar entre 1 a 3 veces del diámetro del tubo vertical del catalizador regenerado típico por ejemplo.

Una segunda parte del catalizador regenerado es extraída al segundo reactor 32 a través de un tubo vertical 30. Se puede usar una válvula de corredera 32 para controlar el flujo del catalizador del regenerador 17 al segundo reactor 32 en base al punto de ajuste de la temperatura de salida del vapor. Se inyectan las corrientes de d efinas de C4 y nafta a la sección del fondo del lecho catalítico a través de uno o más distribuidores de alimentación 34 (34a, 34b) ya sea en fase líquida o vapor. El segundo reactor 32 opera de una forma a contracorriente, en donde el catalizador regenerado fluye hacia abajo (desde la parte superior a la parte inferior del lecho del reactor) y la corriente de alimentación de hidrocarburo fluye hacia arriba (desde la parte inferior a la parte superior del lecho del reactor). Este es un aspecto importante que ayuda a mantener un perfil de temperatura óptimo a lo largo de la longitud/altura del segundo reactor 32.

El segundo reactor 32 puede ser equipado con deflectores o componentes internos estructurados que ayudan al contacto íntimo y mezcla del catalizador y moléculas de la alimentación. Estos componentes internos también pueden ayudar en la canalización minimizar, crecimiento de burbuja y/o coalescencia. El segundo reactor 32 también puede ser ampliado en diferentes secciones a lo largo de la longitud para mantener la velocidad superficial de gas constante.

Después que se consuma la reacción, el catalizador es separado en la porción más inferior del segundo reactor 32 para separar la alimentación/productos de hidrocarburo arrastrados, usando vapor como medio de separación introducido a través del distribuidor 35. El catalizador agotado es luego transferido al regenerador 17 vía el tubo vertical 37 y la línea de elevación 40 a través de un distribuidor del catalizador agotado 41. Se puede introducir aire de combustión a través del distribuidor 39 para permitir la transferencia uniforme del catalizador al regenerador 17. Se puede usar la válvula de corredera 38 para controlar el flujo del catalizador del segundo reactor 32 al regenerador 17. El catalizador agotado de ambos reactores 3, 32 es luego regenerado en el regenerador común 17, que opera en un modo de combustión completa.

El segundo reactor 32 utiliza dos partículas de catalizador diferentes, incluyendo un catalizador de zeolita tipo Y o catalizador FCC más ligero y más pequeño y una zeolita de poro pequeño de pentacilo de forma selectiva de ZSM-5/ZSM-11 más grande y más densa. Por ejemplo, el catalizador de zeolita tipo Y o de FCC puede tener un tamaño de partícula en el intervalo de alrededor de 20 - 120 mieras, mientras que el catalizador de ZSM-5/ZSM-11 puede tener un tamaño de partícula en el intervalo de alrededor de 80 a alrededor de 200 mieras. La velocidad de gas superficial en el segundo reactor 32 es de tal manera que el catalizador de zeolita tipo Y/FCC es expulsado del reactor, de tal manera que el segundo reactor 32 retiene preferiblemente el catalizador tipo ZSM-5 dentro del lecho, debido a diferencias en la velocidad terminal de partícula individual o diferencias entre velocidades de fluidización mínima/burbujeo mínimo. Luego, el catalizador de zeolita tipo Y/FCC más pequeño y más ligero es luego transportado del segundo reactor 32 al recipiente separador común o de contención 8 que aloja los ciclones del reactor de tubo ascendente y/o sistema de terminación de reacción, vía la línea de salida 36a.

Una alimentación de hidrocarburo, tal como gasóleo al vacío pesado, fondos de torre atmosférica, alimentación de residuo de hidrocarburo pesado, petróleo de ciclo ligero (LCO) y/o vapor pueden ser inyectados como medio de enfriamiento en la línea de salida 36a a través del distribuidor 36b. La velocidad de flujo de tales medios de enfriamiento puede ser controlada al ajustar la temperatura de la corriente que entra al recipiente de contención 8. Todos los vapores del segundo reactor 32, incluyendo aquellos alimentados a través del distribuidor 36b, son descargados a la fase diluida del recipiente de contención 8 a través de un cielón de una sola etapa 36c. El uso de la alimentación de hidrocarburo como medios de enfriamiento es preferido ya que sirve para el doble propósito de enfriar los productos del segundo reactor 32 y también mejora la producción de destilados medios, tal como vía craqueo de los medios de enfriamiento de hidrocarburos pesados durante el transporte al distribuidor 36b. En algunas modalidades, los medios de enfriamiento pueden ser introducidos próximos a la salida del reactor de flujo a contracorriente. La temperatura dentro del tubo de transporte 36a puede ser controlada al hacer variar la cantidad de hidrocarburo alimentado vía la línea de flujo 36b.

El reactor de primera etapa, el reactor de tubo ascendente 3, opera en el régimen de fluidización rápido (por ejemplo, a una velocidad superficial del gas en el intervalo de aproximadamente 3 a aproximadamente 10 m/s en la sección del fondo) y régimen de transporte neumático (por ejemplo, a una velocidad superficial de gas en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 25 m/s) en la sección superior.

El segundo reactor 32 opera en un régimen de burbujeo/turbulento (por ejemplo, a una velocidad superficial de gas en el intervalo de aproximadamente 0.01 a aproximadamente 1.0 m/s) con una densidad del lecho catalítico en el intervalo de aproximadamente 480 Kg/m3 a alrededor de 800 kg/m3. La WHSV en el segundo reactor 32 está comúnmente en el intervalo de aproximadamente 0.5 h1 a aproximadamente 50 h1; los tiempos de residencia del vapor y el catalizador pueden variar de aproximadamente 2 a aproximadamente 20 segundos. La altura H1 del lecho del separador es comúnmente de 1 a 5 veces el diámetro (D2) del reactor de flujo a contracorriente 32. La altura H2 del lecho catalítico activo disponible para la reacción de alimentación de C4/nafta es de 2 a 20 veces D2, que está ubicado por encima del lecho del separador 32a. La altura H3 de la zona de separación del catalizador es típicamente de 1 a 5 veces el diámetro (D2) del segundo reactor de flujo a contracorriente 32. La diferencia en la ubicación de la alimentación de C4 y la alimentación de nafta es de 1 a 7 veces D2 o de 2 a 7 veces Di desde la línea tangente del fondo del segundo recipiente del reactor 32. Preferiblemente, la alimentación de C4 es inyectada a una elevación por debajo de la inyección de alimentación de nafta. Sin embargo, el intercambio de los sitios de inyección de la alimentación es posible y la ubicación de la alimentación puede depender de los productos objetivo deseados. Dependiendo de los objetivos del producto y los requerimientos del tiempo de residencia, el diámetro (D2) del segundo recipiente del reactor puede ser de 1 a 3 veces el diámetro (DI) del lecho del separador 32a.

El regenerador 17 opera en un régimen de flujo turbulento convencional que tiene una velocidad de gas superficial en el intervalo de 0.5 a 1.2 m/s con una densidad del lecho en el intervalo de 400 a 600 Kg/m3.

Como sea necesario, se puede introducir catalizador de compensación vía una o más líneas de flujo 42, 43. Por ejemplo, el catalizador de FCC o de zeolita tipo Y de compensación o una mezcla de estos dos puede ser introducida al regenerador 17 vía la línea de flujo 42 y el catalizador de ZSM-5/ZSM-11 de compensación puede ser introducido al segundo reactor 32 vía la línea de flujo 43.

El reactor de flujo a contracorriente puede estar equipado con deflectores o componentes internos estructurados, tales como rejillas modulares, como se describe en la patente estadounidense 7,179,427. Otros tipos de componentes internos que mejoran la eficiencia y selectividad/rendimientos del producto pueden también ser utilizados. Los componentes internos pueden mejorar la distribución del catalizador a través del reactor y mejorar el contacto de los vapores de alimentación con el catalizador, conduciendo a un incremento en la velocidad de reacción promedio, mejorar la actividad global del catalizador y optimizar las condiciones de operación para incrementar la producción de d efinas ligeras.

Las modalidades reveladas en la presente utilizan catalizador de zeolita tipo Y o catalizador de FCC convencional, maximizando la conversión de alimentaciones de hidrocarburo pesado. El catalizador de zeolita tipo Y o catalizador de FCC es de tamaño de partícula más pequeño y más ligero que los catalizadores ZSM-5 o catalizadores similares usados para mejorar la producción de d efinas ligeras en el reactor de flujo a contracorriente. Los catalizadores ZSM-5 o catalizadores similares tienen un tamaño de partícula más grande y son más densos que los catalizadores de zeolita tipo Y o catalizadores FCC usados para mantener preferiblemente un lecho catalítico de ZSM-5 en el reactor de flujo a contracorriente. La velocidad de gas superficial de los vapores en el segundo reactor es mantenida, de tal manera que permite el arrastre del catalizador de zeolita tipo Y o catalizador de FCC del reactor de flujo a contracorriente, utilizando las diferencias en velocidades terminales de una sola partícula o diferencias entre velocidades de fluidización mínima/burbujeo mínimo. Este concepto permite la eliminación de los sistemas de FCC de dos etapas y de aquí un proceso simplificado y eficiente. Los catalizadores empleados en el proceso podrían ser ya sea una combinación de un catalizador de zeolita tipo Y/FCC y ZSM-5 u otros catalizadores similares, tales como aquellos mencionados en US5043522 y US5846402.

Otro beneficio de las modalidades reveladas en la presente es que el esquema de dos reactores integrados supera las limitaciones de balance de calor en los procesos de craqueo catalíticos de C4/nafta autónomos. El reactor de flujo a contracorriente actúa como disipador térmico debido a la integración con el regenerador de catalizador, minimizando el requerimiento del enfriador del catalizador mientras que se procesan las materias primas de alimentación residuales.

Los vapores de producto del reactor de flujo a contracorriente son transportados al reactor de primera etapa/recipiente de separación o dispositivo de terminación de reacción, en donde estos vapores son mezclados y enfriados con los productos de la primera etapa y/o medios de enfriamiento externos, tales como LCO o vapor para minimizar las reacciones de craqueo térmico indeseables. Alternativamente, la línea de salida de producto del reactor de flujo a contracorriente también puede ser usada para introducir una cantidad adicional de alimentación pesada o para reencauzar parte de la alimentación del reactor de primera etapa (reactor de tubo ascendente). Esto sirve para dos propósitos: (1) el catalizador en la línea de salida de vapor del reactor de flujo a contracorriente es predominantemente un catalizador de tipo zeolita Y/catalizador de FCC convencional que es preferido para craquear estas moléculas de la alimentación pesada en destilados medios y (2) tal reacción de craqueo es endotérmica que ayuda a reducir la temperatura de los vapores producto salientes y también el tiempo de residencia.

En algunas modalidades reveladas en la presente, una unidad de FCC existente puede ser retroequipada con un reactor de flujo a contracorriente. Por ejemplo, un reactor dimensionado apropiadamente puede ser conectado fluidamente a un recipiente de regeneración del catalizador existente para proveer alimentación del catalizador y retorno del recipiente de flujo a contracorriente y conectado fluidamente a un recipiente de separación existente para separar los productos de hidrocarburos y catalizadores. En otras modalidades, un reactor de flujo a contracorriente puede ser agregado a una unidad de FCC de base que tiene como objetivo funcionar en modo de gasolina, modo de olefinas ligeras o modo de diesel.

Como se describe anteriormente, un reactor de lecho burbujeante o reactor de lecho turbulento de flujo a contracorriente de flujo burbujeante con deflectores o componentes internos apropiados es integrado con un reactor de tubo ascendente de FCC y sistema de separación. Este reactor de flujo a contracorriente está en comunicación de flujo con otros recipientes, permitiendo el craqueo catalítico selectivo y enfriamiento del producto de hidrocarburo, separación y regeneración del catalizador integrado.

Tal sistema de reactor integrado ofrece una o más de las siguientes ventajas. En primer lugar, el flujo a contracorriente del catalizador y alimentación de hidrocarburo ligero (corrientes de alimentación de d efinas C4 a nafta) puede proveer un perfil de temperatura óptimo y uniforme a través de la zona de reacción y disponibilidad de los sitios activos del catalizador (al poner en contacto el catalizador regenerado a medida que los reactivos se mueven hacia arriba a través de la zona de reacción), lo que incrementa la velocidad de reacción promedio. Debido a la naturaleza endotérmica de las reacciones de craqueo, la temperatura disminuye a lo largo de la longitud del reactor, pero el catalizador regenerado caliente compensa la entrada de calor. En efecto, la reacción de flujo a contracorriente ayuda indirectamente a mantener una temperatura uniforme a lo largo de la longitud del reactor. La configuración del reactor produce un alto rendimiento de d efinas ligeras por medio de una velocidad de reacción promedio y actividad incrementadas del catalizador. Este reactor se puede poner en operación a temperaturas de reacción significativamente más altas para satisfacer el requerimiento de alta energía de activación para craquear tales alimentaciones más ligeras.

En segundo lugar, el segundo reactor puede ser provisto con deflectores o componentes internos modulares de rejilla. Estos deflectores/componentes internos pueden proveer contacto íntimo del catalizador con las moléculas de alimentación de hidrocarburos, dando como resultado rompimiento de burbujas y evitando el crecimiento de burbujas debido a la coalescencia, también como canalización u omitir ya sea el catalizador o la alimentación. Los deflectores/componentes internos del reactor ayudan a una mezcla, distribución y contacto mejor de la alimentación de hidrocarburos y el catalizador, mejorando la selectividad a productos de olefinas ligeros deseados mientras que se minimiza la formación de gas seco y coque.

En tercer lugar, la disposición del reactor es de tal manera que la reacción y separación se pueden realizar en un solo recipiente. La separación se lleva a cabo en la porción inferior del reactor de flujo a contracorriente. El vapor de separación fluye hacia arriba a la parte superior de la sección de reacción y actúa como un diluyente para controlar la presión parcial de hidrocarburos.

La inyección seccionada de corrientes de alimentación de hidrocarburos al reactor de flujo a contracorriente también puede ayudar a mantener una WHSV deseada que es óptima para cada respectiva materia prima de alimentación. Por ejemplo, una corriente de alimentación de hidrocarburos de C4 requiere una WHSV más baja, en tanto que una alimentación de nafta requiere una WHSV relativamente más alta.

Los vapores producto del reactor de flujo a contracorriente también son encauzados ventajosamente a la parte superior del primer reactor (tubo ascendente), lo que puede reducir la temperatura de los productos del reactor de flujo a contracorriente debido al apagado con aquellos a temperatura más baja del reactor de tubo ascendente. Estos productos de hidrocarburos craqueados también pueden ser apagados adicionalmente usando aceite de ciclo ligero (LCO) y/o vapor de apagado en el recipiente de reactor de primera etapa. El dispositivo de terminación del tubo ascendente de primera etapa es también usado para separar rápidamente los vapores producto y encauzarlos a una sección de recuperación del producto, reduciendo mediante esto ventajosamente las reacciones de craqueo térmico indeseables y mejorando la selectividad del producto.

Los procesos revelados en la presente también usan ventajosamente dos tipos de partículas catalíticas, tales como catalizador de zeolita Y/FCC de partículas más pequeñas con menos densidad y partículas de ZSM-5 de tamaño más grande y densidad más alta. Esto permite el arrastre de partículas más ligeras y más pequeñas en la zona de separación del catalizador del reactor de flujo a contracorriente, reteniendo mediante esto las partículas de tipo ZSM-5 en la zona de reacción del reactor de flujo a contracorriente. La alimentación de hidrocarburo más ligero sufre así craqueo catalítico selectivo en presencia del catalizador tipo ZSM-5 para maximizar el rendimiento de olefinas ligeras. Así, también se evitan los efectos adversos de desactivación del catalizador en la téenica previa de la quema de petróleo de soplete en el regenerador para mantener el equilibrio de calor.

Aunque se produce menos coque del reactor de flujo a contracorriente, la integración del reactor de flujo a contracorriente con un sistema de regeneración del reactor de unidad de FCC elimina los problemas de equilibrio de calor encontrados en la técnica previa. Como resultado, las modalidades reveladas en la presente pueden proveer ventajosamente la oportunidad de incrementar el contenido de residuo en la alimentación pesada al reactor de tubo ascendente de primera etapa ya que el reactor de flujo a contracorriente ayuda a remover el calor en exceso del regenerador. El uso del reactor de flujo a contracorriente también puede eliminar la necesidad de usar un enfriador del catalizador mientras que se procesan los residuos.

Las modalidades reveladas en la presente también contemplan la separación de aromáticos de productos del intervalo de la nafta antes del recielado al reactor de flujo a contracorriente. Similarmente, las corrientes de C4 enseguida de la separación de mezclas de C3/C4 pueden ser recicladas al reactor de flujo a contracorriente. Estas etapas pueden ayudar a reducir el tamaño del reactor de flujo a contracorriente y mejorar la conversión por paso.

Los reactores de flujo a contracorriente, como se describen en la presente, pueden ser insertados fácilmente a unidades de FCC existentes que operan en modo de gasolina, modo de olefinas ligeras o modo de diesel, proporcionando capacidad adicional, flexibilidad de operación y operaciones mejoradas y producción de olefinas ligeras en general. Los aspectos combinados de un reactor de flujo a contracorriente acoplados con componentes internos del reactor mejoran extensamente la conversión y selectividad a los productos deseados.

Dependiendo de los requerimientos de pizarra del producto, el reactor de flujo a contracorriente puede también fácilmente ser aislado en línea con vapor de agua, sin requerimiento de cierre de la unidad, permitiendo que el reactor de tubo ascendente, el regenerador del catalizador y el recipiente de separación prosigan las operaciones.

Convencionalmente, la compensación de catalizador nuevo para mantener la actividad del catalizador es introducida al lecho del regenerador usando aire de la planta. En contraste, las modalidades reveladas en la presente pueden inyectar ventajosamente catalizador tipo ZSM-5 nuevo directamente al segundo lecho del reactor usando vapor o nitrógeno como medio de transporte, produciendo rendimientos incrementados de olefinas ligeras.

El reactor de flujo a contracorriente puede también proveer flexibilidad y espacio de operación para ajustar las condiciones de funcionamiento, tales como la velocidad espacial horaria en peso (WHSV), el tiempo de residencia del catalizador y vapor de hidrocarburo, temperatura de reacción, proporción de catalizador a petróleo, etc. Por ejemplo, la temperatura de la parte superior del reactor/lecho de flujo a contracorriente puede ser controlada al ajustar el flujo del catalizador del regenerador de catalizador, que controla indirectamente la proporción catalizador/petróleo. El nivel de lecho del reactor puede ser controlado mediante la manipulación del flujo de catalizador agotado del reactor al regenerador, lo que controla la WHSV y el tiempo de residencia del catalizador.

Una o más de las ventajas y aspectos anteriores de modalidades de los procesos revelados en la presente pueden proveer un proceso mejorado para el craqueo catalítico de hidrocarburos para la producción de olefinas ligeras.

En tanto que la descripción incluye un número limitado de modalidades, aquellos expertos en la téenica, teniendo el beneficio de esta revelación, apreciarán que otras modalidades pueden ser ideadas que no se desvían del alcance de la presente revelación. Así, el alcance debe estar limitado solamente por las reivindicaciones adjuntas.

Claims (29)

REIVINDICACIONES

1. Un proceso para el craqueo catalítico de hidrocarburos, que comprende: regenerar un catalizador agotado que comprende un primer catalizador de craqueo que tiene un primer tamaño de partícula promedio y densidad y un segundo catalizador de craqueo que tiene un segundo tamaño de partícula promedio y densidad en un recipiente de regeneración del catalizador para formar un catalizador regenerado que comprende el primer catalizador de craqueo y el segundo catalizador de craqueo, en donde el tamaño de partícula promedio del primer catalizador de craqueo es menor que el tamaño de partícula promedio del segundo catalizador de craqueo; poner en contacto en flujo a co-corriente una primera alimentación de hidrocarburos con una primera porción del catalizador regenerado en un reactor tubo ascendente para producir un primer efluente que comprende un primer producto de hidrocarburo craqueado y una fracción de catalizador mezclado agotado; alimentar una segunda porción del catalizador regenerado a un reactor de flujo a contracorriente; concurrentemente en el reactor de flujo a contracorriente: separar el primer catalizador de craqueo del segundo catalizador de craqueo en base a por lo menos uno de la densidad y el tamaño de partícula; poner en contacto en flujo a contracorriente una segunda alimentación de hidrocarburos con el segundo catalizador de craqueo para producir un segundo producto de hidrocarburo craqueado; recuperar un segundo efluente del reactor de flujo a contracorriente que comprende el segundo producto de hidrocarburos craqueado y el primer catalizador de craqueo y recuperar un tercer efluente que comprende el segundo catalizador agotado; alimentar el primer efluente y el segundo efluente a un recipiente de separación para separar la fracción de catalizador mezclado agotado y el primer catalizador de craqueo separado de los primeros y segundos productos de hidrocarburo craqueados; alimentar los catalizadores separados del recipiente de separación al recipiente de regeneración del catalizador como el catalizador agotado.

2. El proceso de la reivindicación 1, que comprende además alimentar los catalizadores separados del recipiente de separación a un separador de catalizador agotado para separar hidrocarburos adicionales de los catalizadores separados antes de alimentar los catalizadores separados al recipiente de regeneración del catalizador.

3. El proceso de la reivindicación 1, en donde la primera fracción de hidrocarburo comprende por lo menos uno de una fracción de hidrocarburos de C4, una fracción de nafta y una fracción de hidrocarburos pesados.

4. El proceso de la reivindicación 1, en donde la segunda fracción de hidrocarburos comprende por lo menos uno de una fracción de hidrocarburos de C4 y una fracción de nafta.

5. El proceso de la reivindicación 4, en donde la fracción de hidrocarburos de C4 es alimentada al reactor de flujo a contracorriente a una elevación por debajo de la fracción de nafta.

6. El proceso de la reivindicación 1, que comprende además poner en contacto el segundo efluente con una tercera fracción de hidrocarburo intermedia al reactor de flujo a contracorriente y el recipiente de separación para apagar el segundo efluente, craquear la tercera fracción de hidrocarburos o una combinación de los mismos.

7. El proceso de la reivindicación 6, que comprende además controlar la temperatura del efluente enfriado al ajustar la velocidad de flujo de la tercera fracción de hidrocarburos.

8. El proceso de la reivindicación 6, en donde la tercera fracción de hidrocarburo comprende petróleo de ciclo ligero.

9. El proceso de la reivindicación 1, que comprende además poner en contacto el segundo efluente con un medio de enfriamiento.

10. El proceso de la reivindicación 1, en donde el reactor tubo ascendente funciona con una velocidad superficial del gas en el intervalo de 3 m/s a 10 m/s próximo a la entrada y en el intervalo de 10 m/s a 25 m/s próximo a la de salida.

11. El proceso de la reivindicación 1, en donde el reactor de flujo a contracorriente opera con una velocidad superficial del gas en el intervalo de 0.01 m/s a 1.0 m/s y en donde la velocidad superficial del gas en el reactor de flujo a contracorriente es suficiente para separar el primer catalizador de craqueo del segundo catalizador de craqueo.

12. El proceso de la reivindicación 1, en donde el primer catalizador de craqueo comprende un catalizador de zeolita tipo Y y el segundo catalizador de craqueo comprende un catalizador de ZSM-5.

13. El proceso de la reivindicación 1, en donde el reactor de flujo a contracorriente comprende zona de separación inferior, una zona de reacción intermedia y una zona de separación del catalizador superior, el proceso comprende además poner en operación el reactor de flujo a contracorriente de tal manera que la zona de reacción intermedia tiene una densidad de lecho catalítico en el intervalo de aproximadamente 480 Kg/m3 a alrededor de 800 Kg/m3.

14. El proceso de la reivindicación 13, que comprende además alimentar un medio de separación que comprende vapor o gas inerte a la zona de separación para separar hidrocarburos craqueados del segundo catalizador de craqueo.

15. El proceso de la reivindicación 1, que comprende además alimentar el primer catalizador de craqueo nuevo o de compensación al recipiente de regeneración del catalizador.

16. El proceso de la reivindicación 1, que comprende además alimentar el segundo catalizador de craqueo nuevo o de compensación a por lo menos uno del recipiente de regeneración del catalizador y el reactor de flujo a contracorriente.

17. El proceso de la reivindicación 1, que comprende además alimentar el segundo catalizador de craqueo nuevo o de compensación al reactor de flujo a contracorriente.

18. Un aparato para el craqueo catalítico de hidrocarburos, que comprende: un recipiente de regeneración del catalizador para regenerar un catalizador agotado que comprende un primer catalizador de craqueo que tiene un primer tamaño de partícula promedio y densidad y un segundo catalizador de craqueo que tiene un segundo tamaño de partícula promedio y densidad para formar un catalizador regenerado que comprende el primer catalizador de craqueo y el segundo catalizador de craqueo, en donde el tamaño de partícula promedio del primer catalizador de craqueo es menor que el tamaño de partícula promedio del segundo catalizador de craqueo; un reactor de tubo ascendente para poner en contacto a flujo a co-corriente una primera alimentación de hidrocarburos con una primera porción del catalizador regenerado para producir un primer efluente que comprende un primer producto de hidrocarburo craqueado y una fracción de catalizador mezclado agotado; un conducto de flujo para alimentar una segunda porción del catalizador regenerado a un reactor de flujo a contracorriente; el reactor de flujo contracorriente configurado para concurrentemente: separar el primer catalizador de craqueo del segundo catalizador de craqueo en base a por lo menos uno de la densidad y el tamaño de partícula; poner en contacto en flujo a contracorriente una segunda alimentación de hidrocarburos con el segundo catalizador de craqueo para producir un segundo producto de hidrocarburo craqueado; recuperar un segundo efluente del reactor de flujo a contracorriente que comprende el segundo producto de hidrocarburos craqueados y el primer catalizador de craqueo y recuperar un tercer efluente que comprende el segundo catalizador agotado; un recipiente de separación para separar el primer efluente y el segundo efluente para recuperar: (a) una fracción de catalizador agotado que comprende la fracción de catalizador mezclado agotado y el primer catalizador de craqueo separado y (b) un efluente que comprende los primeros y segundos productos de hidrocarburo craqueados; un conducto de flujo para alimentar la fracción de catalizador agotado del recipiente de separación en el recipiente de regeneración del catalizador.

19. El aparato de la reivindicación 18, en donde el reactor de flujo a contracorriente comprende una zona de separación inferior, una zona de reacción intermedia y una zona de separación del catalizador superior.

20. El aparato de la reivindicación 18, en donde la altura de la zona de separación está en el intervalo de 1 a 2 veces el diámetro del reactor de flujo a contracorriente.

21. El aparato de la reivindicación 18, en donde la altura de la zona de reacción está en el intervalo de 2 a 10 veces el diámetro del reactor de flujo a contracorriente.

22. El aparato de la reivindicación 18, en donde el recipiente de separación comprende: un cielón de primera etapa para separar una primera porción del catalizador mezclado de los hidrocarburos craqueados en el primer efluente y un cielón de segunda etapa para separar una segunda porción del catalizador mezclado de los hidrocarburos craqueados en el primer efluente y para separar el primer catalizador de craqueo separado de los hidrocarburos craqueados en el segundo efluente.

23. El aparato de la reivindicación 18, que comprende además un conducto de flujo para alimentar el primer catalizador de craqueo nuevo o de compensación al recipiente de regeneración del catalizador.

24. El aparato de la reivindicación 18, que comprende además un conducto de flujo para alimentar el segundo catalizador de craqueo nuevo o de compensación al reactor de flujo a contracorriente.

25. El aparato de la reivindicación 18, que comprende además un conducto de flujo para alimentar el segundo catalizador de craqueo nuevo o de compensación al reactor de flujo a contracorriente.

26. El aparato de la reivindicación 18, en donde el reactor de flujo a contracorriente comprende por lo menos uno de deflectores internos y componentes internos para el contacto íntimo del segundo catalizador de craqueo y la segunda alimentación de hidrocarburos y para reducir o minimizar la canalización, el crecimiento de burbujas o coalescencia.

27. El aparato de la reivindicación 18, que comprende además un tubo vertical del catalizador y un conducto doblado en forma de J, en donde el tubo vertical del catalizador provee el transporte del catalizador del recipiente de regeneración del catalizador y el conducto doblado en forma de J, que está en comunicación fluida con el reactor de tubo ascendente.

28. El aparato de la reivindicación 27, que comprende además un sitio de alimentación de hidrocarburos corriente arriba de un sitio de alimentación de la primera alimentación de hidrocarburos para introducir una alimentación de hidrocarburos al conducto doblado en forma de J.

29. El aparato de la reivindicación 27, en donde el diámetro del conducto doblado en forma de J es de 1 a 3 veces el diámetro del tubo vertical del catalizador.