MXPA05006160A

MXPA05006160A - Proceso de preparacion de un lubricante.

Info

Publication number: MXPA05006160A
Application number: MXPA05006160A
Authority: MX
Inventors: Duprey Eric
Original assignee: Shell Int Research
Priority date: 2002-12-09
Filing date: 2003-12-05
Publication date: 2005-08-26
Also published as: WO2004053027A1; RU2005121519A; CN1723263A; RU2333936C2; US7638037B2; AR042337A1; AU2003300256A1; CA2509369A1; EP1581602A1; KR20050085488A; JP2006509090A; AU2003300256B2; BR0317133A; US20060065575A1

Abstract

Se describe un proceso para preparar un lubricante con una viscosidad dinamica a -35¦C inferior a 5000 cP, mediante la realizacion de las siguientes etapas: (a) poner en contacto una alimentacion que contiene mas de 50% en peso de cera en presencia de hidrogeno con un catalizador que comprende un componente de metal del Grupo VIII soportado en un soporte de oxido refractario, y (b) poner en contacto el efluente de la etapa (a) con una composicion de catalizador que comprende un metal noble del Grupo VIII, un aglutinante y cristalitos de zeolita del tipo MTW para obtener un producto que tiene un punto de escurrimiento menor que el del efluente de la etapa (b) y que tiene un indice de viscosidad mayor que 120, y (c) adicionar un aditivo reductor del punto de escurrimiento al aceite base obtenido en la etapa (b).

Description

PROCESO DE PREPARACION DE UN LUBRICANTE DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN La invención está dirigida a un proceso para preparar un lubricante que tiene una viscosidad dinámica a -35°C de menos de 5000 cP por la adición de un aditivo reductor del punto de escurrimiento a un aceite base obtenido por medio de un proceso que involucra el desparafinado catalítico. En GB-A-1429494 se describe un proceso para la preparación de un aceite lubricante en donde la fracción pesada de una cera parafínica hidrocraqueada es desparafinada con solventes, usando un a mezcla de solventes. El aceite base resultante tiene un índice de viscosidad muy alto de hasta aproximadamente 155 . La desventaja del proceso es que la respuesta a aditivos de reductores del punto de escurrimiento no es suficiente para preparar el lubricante deseado . EP-A-324528 describe un proceso para la preparación de un aceite base lubricante en donde la cera parafínica es en primer lugar hidrocraqueada. Enseguida, el efluente de la hidrocraqueadora es desparafinada catalíticamente en presencia de un catalizador que contiene un cristalito de zeolita del tipo MFI . El aceite base resultante tuvo un índice de viscosidad (IV) de 134 y un punto de escurrimiento de -44 °C. Sin embargo el rendimiento del aceite base relacionado con .la Eef.: 164342 alimentación de cera parafínica inicial es bajo. Un objeto de la presente invención es proporcionar un proceso para la preparación de lubricantes en donde los aceites base preparados tienen un índice de viscosidad mayor que 120 y una respuesta favorable a aditivos reductores del punto de escurrimiento . Adicionalmente es un objeto de la presente invención proporcionar un proceso en don de el rendimiento a aceites base se mejora al partir de una alimentación de cera parafínica. Este objeto se logra con el siguiente proceso. Proceso para preparar un lubricante con una viscosidad dinámica a -35°C menor que 5000 cP mediante la realización de las siguientes etapas : (a) poner en contacto una alimentación que contiene más de 50% en peso de cera en presencia de hidrógeno con un catalizador que comprende un componente de metal del Grupo VIII soportado en un soporte de óxido refractario, y (b) poner en contacto el efluente de la etapa (a) con una composición de catalizador que comprende un metal noble del Grupo VIII, un aglutinante y cristalitos de zeolita del tipo MTW para obtener un producto que tiene un punto de escurrimiento menor que el del efluente de la etapa (b) y que tiene un índice de viscosidad mayor que 120, y (c) adicionar un aditivo reductor del punto de escurrimiento al aceite base obtenido en la etapa (b) .

Los solicitantes encontraron gue cuando se adiciona un reductor del punto de escurrimiento a los aceites base preparados por el proceso de conformidad con la presente invención se observa una reducción significativamente mayor en el punto de escurrimiento en comparación cuando el mismo aditivo se adiciona a un aceite base desparafinado con solventes de técnicas anteriores . Además también la viscosidad dinámica medida a -35°C de conformidad con ASTM D 2983 se reduce significativamente más después de agregar el aditivo. Esto es muy ventajoso. Por ejemplo se pueden preparar lubricantes de alto grado con una viscosidad dinámica a -35°C menor que 5000 cP con un aceite base preparado de conformidad con la presente invención con una viscosidad cinemática a 100°C de entre 4.5 y 5.5 cSt y un punto de escurrimiento de entre -18 y -35°C y con más preferencia -entre -18 y -30° C y con mayor preferencia- entre -23 y -30 °C. El hecho de que el punto de escurrimiento del aceite base puede ser relativamente alto es muy ventajoso en términos del rendimiento del aceite base y del índice de viscosidad del aceite base. El índice de viscosidad -del aceite base desparafinado con el rango de punto de escurrimiento anterior puede estar ventajosamente entre 135 y 150. La alimentación a la etapa (a) puede contener entre 0-3000 ppm de azufre, y entre 0-150 ppm de nitrógeno. La alimentación puede ser una cera sintética, tal como por ejemplo derivada de un proceso Fischer-Tropsch, o aún una cera parafínica. La cera parafínica puede obtenerse ya sea de un aceite hidrocraqueado o de un aceite refinado con solventes . El hidrocraqueo se prefiere porgue ese proceso puede reducir también el contenido de nitrógeno a valores bajos. Con la cera parafínica derivada de aceites refinados con solventes, el desaceitado se puede usar para reducir el contenido de nitrógeno. El contenido de nitrógeno de la alimentación de cera parafínica puede estar entre 0 y 50% en peso. La ceras parafínica que tiene un alto contenido de aceite puede obtenerse como subproducto directo de un proceso de desparafinado con solvente. Ejemplos de procesos de desparafinado con solventes adecuados se describen en Lubricant Base Oil and Wax Processing (Procesamiento de Aceites Base para Lubricantes y Ceras), Avilino Sequeira, Jr., Marcel Dekker Inc., Hueva York, 1994 , Capítulo 7 . El contenido de compuestos aromáticos en la alimentación de cera estará adecuadamente entre 3 y 40% en peso. La alimentación de cera parafínica tiene preferentemente un índice de viscosidad muy alto, con más preferencia en el rango de 140 a 200 . El índice de viscosidad de la alimentación determinará en parte el índice de viscosidad del aceite base para lubricantes resultante, que preferentemente están entre 120 y 180 . El IV dependerá del contenido de aceite y del material inicial del cual se ha preparado la cera. Opcionalmente, el hidrotratamiento de la alimentación de cera parafinica, antes de efectuar la etapa (a) puede llevarse a cabo para disminuir el contenido de nitrógeno de la misma. La alimentación usada en el proceso de conformidad con la presente invención contiene más de 50% en peso de cera, preferentemente entre 50 y 100% en peso y con más preferencia entre 70 y 100% en peso de cera. El contenido de cera tal como se emplea en la descripción se mide de acuerdo con el siguiente procedimiento. Una parte en peso de la fracción de aceite que va a medirse se diluye con 4 partes de una mezcla (50/50 volumen/volumen) de metil etil cetona y tolueno, la cual subsiguientemente es enfriada a -27°C en un refrigerador. La mezcla se filtra subsiguientemente a -27°C. La cera de remueve del filtro y se pesa. Si se hace referencia al contenido de aceite un valor en% peso significa que es 100% menos el contenido -de cera en% en peso . La etapa (a) puede efectuarse usando procesos de hidrocraqueo bien conocidos tal como se describe en Lubricant Base Oil and Wax Processing (Procesamiento de Aceites Base para Lubricantes y Ceras), Avilino Sequeira, Jr., Marcel Dekker Inc., Nueva York, 1994, Capítulo 6 y especialmente en las páginas 121-131. Los catalizadores para uso en la etapa (a) típicamente comprenden una funcionalidad ácida y una funcionalidad de hidrogenación/deshidrogenación. Se prefieren para la funcionalidad ácida soportes de óxidos metálicos refractarios . Los materiales de soportes adecuados incluyen sílice, alúmina, sílice-alúmina, zirconia, titania y mezclas de los mismos. Los materiales de soportes preferidos para inclusión para uso en el proceso de la presente invención son sílice, alúmina, y sílice-alúmina. El catalizador puede comprender un metal noble del Grupo VIII, por ejemplo paladio y con más preferencia platino. Tal catalizador se prefiere cuando la alimentación a la etapa (a) está substancialmente libre de contaminantes tales como azufre, es decir menos de 10 ppm o de nitrógeno, es decir, menos de 10 ppm. Tales alimentaciones que contienen cera pueden obtenerse ventajosamente del producto de síntesis de una reacción de Fischer-Tropsch. El catalizador puede comprender el metal noble en una cantidad de 0.005 a 5 partes en peso, preferentemente de 0.02 a 2 partes en peso, por 100 partes en peso de material de soporte. Un catalizador particularmente preferido comprende platino en una cantidad en el rango de 0.05 a 2 partes en peso, con más preferencia de ,0.1 a 1 parte en peso, por 100 partes en peso de material de soporte. Ejemplos de posibles catalizadores de metales nobles son C-624 de Criterion Catalyst Company o los descritos por ejemplo en EP-A-666894. El proceso de conformidad con la invención está particularmente adaptado para procesar cargas de alimentación parafínicas que tienen una fuente de aceite mineral, tal como por ejemplo cera parafínica. Las alimentaciones derivadas de aceites minerales comprenderán cantidades substanciales de compuestos que contienen nitrógeno y azufre. Cuando se usa tal alimentación el catalizador en la etapa (a) comprende preferentemente un metal del Grupo VIB y un metal no noble del Grupo VIII . Se prefieren posibles combinaciones de uno o más de los metales cobalto, hierro y níquel, y uno o más de los metales cromo, molibdeno y tungsteno. Los catalizadores especialmente preferidos para uso en el tratamiento de tales alimentaciones comprenden, en combinación, cobalto y molibdeno, níquel y tungsteno y níquel y molibdeno. Típicamente, el catalizador comprende de 10 a 100 partes en peso del metal del Grupo VIB, si está presente, preferentemente de 25 a 80 partes en peso, por 100 partes en peso de soporte. El metal noble del Grupo VIII está típicamente presente en una cantidad de 3 a 100 partes en peso, con más preferencia de 25 a 80 partes en peso, por 100 partes en peso de soporte. Si se desea, la aplicación de una porción de halógeno, en particular flúor, o un a porción de fósforo al soporte, puede realzar la acidez del soporte del catalizador. Ejemplos de procesos adecuados de hidrocraqueo/hidroisomerización y de catalizadores adecuados se describen en GB-A-1493620 , WO-A-9941337 , US-A-5370788 , EP-A-537969, US-A-5292989, WO-A-0014179 , EP-A-532118, EP-A-666894 y EP-A-776959. En el caso de una alimentación de aceite mineral a la etapa (a) se hace uso preferentemente de un catalizador sulfurado basado en un metal del Grupo VIB y un metal no noble del Grupo VIII como se describió anteriormente. La sulfuración del catalizador puede efectuarse por cualquiera de las técnicas conocidas en la técnica, tal como sulfuración ex-situ o in-situ. Por ejemplo, la sulfuración puede efectuarse mediante el contacto del catalizador con un gas que contiene azufre, tal como una mezcla de hidrógeno y ácido sulfhídrico, una mezcla de hidrógeno y disulfuro de carbono una mezcla de hidrógeno y un mercaptano, tal como butilmercaptano . Alternativamente, la sulfuración puede llevarse a cabo por contacto del - catalizador con hidrógeno y un aceite hidrocarburo que contiene azufre, tal como queroseno o gasóleo que contienen azufre. El azufre puede introducirse también en el aceite hidrocarburo por la adición de un compuesto que contiene azufre adecuado, por ejemplo dimetildisulfuro o nonilpolisulfuro terciario. La carga de alimentación comprenderá preferentemente una cantidad mínima de azufre con el objeto de mantener el catalizador en un estado sulfurado. Preferentemente al menos de 200 ppm de azufre y con más preferencia al menos de 700 ppm de azufre está presente en -la alimentación. Por lo tanto puede ser necesario agregar azufre adicional, por ejemplo como dimetildisulfuro, o una alimentación adicional que contiene azufre a la alimentación de la etapa (a) si la alimentación contiene un nivel de azufre menor. Ejemplos de alimentaciones de aceites minerales, las cuales pueden contener niveles menores de azufre, son ceras parafínicas obtenidas del aceite, el cual se ha obtenido en un proceso de hidrocraqueo . Tales ceras parafínicas pueden contener entre 10 y 200 ppm de azufre . Un catalizador preferido para uso en la etapa (a) es un catalizador de hidrodesulfuración sulfurado que comprende níquel y tungsteno en un soporte ácido de sílice-alúmina amorfos . Tal catalizador está preferentemente libre de halógeno. El catalizador de hidrodesulfuración sulfurado tiene una actividad de hidrodesulfuración relativamente alta. Aquí actividad relativamente alta significa una actividad considerablemente mayor en comparación con catalizadores del estado de la técnica que contienen níquel/tungsteno basados sobre un soporte de sílice-alúmina. Preferentemente la actividad de hidrodesulfuración del catalizador es mayor que 30% y con más preferencia menor que 40%, y con mayor preferencia menor que 35% en donde la actividad de hidrodesulfuración se expresa como el rendimiento en por ciento en peso de productos hidrocarburos C de craqueo cuando se pone en contacto tiofeno con el catalizador bajo condiciones estándar de hidrodesulfuración . Las condiciones estándar consisten de poner en contacto una mezcla de hidrógeno/tiofeno con 200 mg de un catalizador sulfurado malla 30-80 a 1 bars y 350 °C, en donde la velocidad de hidrógeno es de 54 ml/min y la concentración de tiofeno es de 6% en volumen en la alimentación total de gas. Las partículas de catalizador que van a usarse en la prueba se trituran en primer lugar y se tamizan a través de un tamiz de malla 30 - 80. Después el catalizador se seca durante al menos 30 minutos a 300°C antes de cargar 200 mg de catalizador seco en un reactor de vidrio. Posteriormente el catalizador es presulfurado poniendo en contacto el catalizador durante aproximadamente 2 horas con una mezcla de ¾S/H2, en donde la velocidad de H2S es de 8.6 ml/min y la velocidad de ¾ es de 54 ml/min. La temperatura durante el procedimiento de presulfuración se eleva desde la temperatura ambiente, 20°C, hasta 270°C a 10 °C/min y se mantiene durante 30 minutos a 270°C antes de elevarla a 350 °C a una velocidad de 10°C/min. Durante la presulfuración los óxidos de níquel y tungsteno son convertidos a los sulfuros metálicos activos. Después de presulfurar el flujo de ¾S se detiene y se burbujea ¾ a una velocidad de 54 ml/min a través de dos recipientes de vidrio con termostatos, conteniendo tiofeno. La temperatura del primer recipiente de vidrio se mantiene a 25°C y la temperatura del segundo recipiente de vidrio se mantiene a 16 °C. Como la presión de vapor del tiofeno a 16°C es de 55 mmHg, el gas hidrógeno que entra al reactor de vidrio se satura con 6% en volumen de tiofeno. La prueba se realiza a 1 bars y a una temperatura de 350 °C. Los productos gaseosos se analizan por medio de un cromatograf.o gas-líquido en línea con un detector de ionización de flama cada 30 minutos durante cuatro horas . Con el objeto de obtener un valor reproducible para la actividad de hidrodesulfuración los valores de prueba obtenidos por el método anterior son corregidos de tal manera que correspondan a la actividad de hidrodesulfuración de un catalizador de referencia. El catalizador de referencia en el catalizador comercial C-454 obtenido en la fecha de clasificación de Criterion Catalyst Company (Houston) y su actividad de hidrodesulfuración de referencia es de 22% en peso de acuerdo con la prueba anterior. Al probar tanto el catalizador de .referencia ("prueba "C-454") y el catalizador de prueba ("valor medido") se puede calcular fácilmente una actividad de hidrodesulfuración real consistente de conformidad con la prueba anterior con la siguiente ecuación: Actividad Real = "valor medido" + ( (22 - "prueba C-454") /22) * "valor medido" La actividad de hidrodesulfuración del catalizador de níquel/tungsteno puede mejorarse usando agentes quelantes en la etapa de impregnación de la preparación del catalizador como lo describe por ejemplo Kishan G. , Coulier L., de Beer V.H.J., van Veen J.A. ., Niemantsverdriet J.W., Journal of Catalysis 196 , 180-189 (2000 ) . Ejemplos de agentes quelantes son ácido nitriloacético, ácido etilendiaminotetracético (EDTA) y ácido 1 , 2-ciclohexanodiamino-N,N,N' ,?' -tetr.aacético .

El soporte para el catalizador es sílice-alúmina amorfos. El término "amorfo" indica una falta de estructura de cristal, definido por difracción de rayos X, en el material de soporte, aunque puede estar presente algún pequeño rango. La sílice-alúmina amorfa adecuada para uso en la preparación del soporte del catalizador está disponible comercialmente . Alternativamente, la sílice-alúmina puede prepararse por precipitación de una alúmina y un idrogel de sílice y subsiguientemente secar y calcinar el material resultante como se conoce bien en la técnica. El soporte es un soporte amorfo de sílice-alúmina. El soporte de sílice-alúmina amorfo contiene preferentemente alúmina en una cantidad en el rango de 5 a 75% en peso, con más preferencia de 10 a 60% en peso calculado con base al soporte solo. Un producto de sílice-alúmina amorfo muy adecuado para uso en la preparación del soporte de catalizador comprende 45% en peso de sílice y 55% en peso de alúmina y está comercialmente disponible (por ejemplo Criterion Catalyst Company, EE.UU.A.). El área superficial BET total del catalizador es preferentemente superior a 100 m2/g y más preferentemente entre 200 y 300 m2/g. El volumen de poro total está preferentemente arriba de 0 . 4 ml/g. El volumen de poro superior se determinará por el área superficial mínima requerida . Preferentemente entre 5 y 40 por ciento en volumen del volumen de poro total está presente como poros que tienen un diámetro mayor que 350 Á. El volumen de poro total se determina usando el Método de Prueba Estándar para Determinar Distribución de Volumen de Poro de Catalizadores mediante Porosimetría de Intrusión de Mercurio, ASTM D 4284-88 . El soporte de sílice-alúmina amorfo del catalizador tiene preferentemente cierta acidez mínima o, dicho en otras palabras, una actividad de craqueo mínima. Ejemplos de soportes adecuados que tienen la actividad requerida- se describen en WO-A-9941337. Con más preferencia el soporte de catalizador, después de haber calcinado, a una temperatura adecuada de entre 400 y 1000 °C, tiene cierta actividad de craqueo de n-heptano mínima como se describirá con mayor detalle más adelante . El craqueo de n-heptano se mide primero preparando un catalizador estándar que consiste del soporte calcinado y 0 . 4% en peso de platino. Los catalizadores estándar son probados como partículas de malla 40 - 80 , las cuales se secan a 200°C antes de cargar en el reactor de prueba. La reacción se lleva a cabo en un reactor de lecho fijo convencional gue tiene una relación de longitud a diámetro de 10 a 0.2. Los catalizadores estándar se reducen antes de probar a 400°C durante 2 horas a una velocidad de flujo de hidrógeno de 2.24 Nml/min y una presión de 30 barias. Las condiciones de reacción de prueba reales son: relación molar de n-heptano/H2 de 0.25, presión total de 30 barias, y una velocidad espacial por hora de gas de 1020 Nml/(g.h) . La temperatura varia Al disminuir la temperatura de 400 °C a 200°C a 0.22 °C/min. Los efluentes son analizados mediante cromatografía de gas en línea. La temperatura a la cual se logra 40% de conversión es el valor de prueba del n-heptano. Los valores de prueba de n-heptano bajos correlacionan con catalizadores más activos. Los soportes preferidos tienen una temperatura de craqueo de n-heptano menor que 360 °C, más preferentemente menor que 350°C y con mayor preferencia menor que 345°C medida usando la prueba antes mencionada. La temperatura de craqueo de n-heptano mínima es preferentemente mayor que 310°C y más preferentemente mayor que 320 °C. La actividad de craqueo del soporte de sílice-alúmina puede estar incluida por, por ejemplo, variación de la distribución de la alúmina en el soporte, variación del porcentaje de alúmina en el soporte, y el tipo de alúmina, como generalmente lo conocen los expertos en la técnica. Con este respecto se hace referencia a los siguientes artículos los cuales ilustran lo anterior: Von Bremer H.; Jank M. , Weber M., Wendlandt K.P., Z. Anorg. Allg. Chem. 505, 79-88 (1983); Léonard A.J., Ratnasamy P. Declerck F.D., Fripiat J.J., Disc. Of the Faraday Soc. 1971, 98-108; y Toba M. et al, J. ater. Chem., 1994, 4(7), 1131-1135. El catalizador puede comprender también hasta 8% en peso de una tamiz molecular de poros grandes, preferentemente una zeolita de aluminosilicato. Tales zeolitas son bien conocidas en la técnica, e incluyen, por ejemplo, zeolitas tales como X, Y, Y ultraestable, Y desaluminada, faujasita, ZSM-12, ZSM-18, L, mordenita, beta, ofrerita, SSZ-24, SSZ-25, SSZ-26, SSZ-31, SSZ-33, SSZ-35 y SSZ-37, SAPO-5, SAPO-31, SAPO-36, SAPO-40, SAPO-41 y VPI-5. Las zeolitas de poros grandes se identifican generalmente como aquellas zeolitas que tienen aberturas de poro de 12 anillos. W.M. Meier y D.H. Olson, "ATLAS OF ZEOLITE STRUCTURE TYPES" (Atlas de Tipos de Estructura de Zeolitas) tercera edición, Butterworth-Heinemann, 1992, identifica y lista ejemplos de zeolitas adecuadas. Si se usa un tamiz molecular de poros grandes entonces la zeolita sintética Y bien conocida descrita por ejemplo en US-A-3130007 y la zeolita Y ultraestable descrita por ejemplo en US-A-5356605 son tamices moleculares adecuados. Otros tamices moleculares adecuados son ZSM-12, zeolita beta y mordenita. Tales catalizadores que contienen tamices moleculares, contienen entre 0.1 y 8% en peso del tamiz.

El catalizador para uso en la etapa (a) puede prepararse por cualquier técnica de preparación de catalizadores adecuada conocida en el arte. Un método preferido para la preparación del soporte comprende amasar de la sílice-alúmina amorfa y un líquido adecuado, extrudir la mezcla y secar y calcinar los extrudidos resultantes como se describe por ejemplo en EP-A-666894 . Los extrudidos pueden tener cualquier forma adecuada conocida en la técnica, por ejemplo cilindrica, cilindrica hueca, multilobular, o multilobular retorcida. Una forma más adecuada para las partículas de catalizador es cilindrica. Típicamente, los extrudidos tienen un diámetro nominal de 0 . 5 a 5 mm, preferentemente de 1 a 3 mm. Después de la extrusión, los extrudidos son secados . El secado puede efectuarse a una temperatura elevada, preferentemente hasta 800 °C, más preferentemente hasta 300 °C. El periodo para secar es típicamente hasta 5 horas, preferentemente de 30 minutos a 3 horas. Preferentemente, los extrudidos se calcinan después del secado. La calcinación se efectúa a una temperatura elevada, preferentemente entre 400 y 1000 °C. La calcinación de los extrudidos se efectúa típicamente durante un periodo de hasta 5 horas, preferentemente de 30 minutos a 4 horas. Una vez que el soporte ha sido preparado, se pueden depositar níquel y tungsteno sobre el material de soporte. Se puede emplear cualquiera de los métodos conocidos en la técnica, por ejemplo intercambio iónico, intercambio iónico competitivo e impregnación. Preferentemente el níquel y tungsteno se adicionan por medio de impregnación usando un agente guelante como se describió arriba. Después de la impregnación, el catalizador resultante se seca preferentemente y se calcina a una temperatura entre 200 y 500 °C. La etapa (a) se lleva a cabo a temperatura y presión elevada. Las temperaturas de operación típicas para el proceso están en el rango de 290°C a 430 °C, preferentemente en el rango de 310°C a 415 °C, más preferentemente en el rango de 350°C a 415 °C. Las presiones parciales de hidrógeno típicas están en el rango de 20 a 200 barias, preferentemente en el rango de 70 a 160 barias. Si se desean aceites base de alto índice de viscosidad, es decir mayores que 135, la presión está preferentemente entre 90 y 160 bars y con más preferencia entre 100 a 150 barias. La alimentación de hidrocarburo se trata típicamente a una velocidad espacial por hora en peso en el rango de 0.3 a 1.5 kg/l/h, con más preferencia en el rango de 0.5 a 1.2 kg/l/h. La alimentación puede ponerse en contacto con el catalizador en presencia de hidrógeno puro. Alternativamente, puede ser conveniente usar un gas que contiene hidrógeno, típicamente conteniendo más de 50% en volumen de hidrógeno, con más preferencia más de 60% en volumen de hidrógeno. Un gas adecuado que contiene hidrógeno es gas originado de una planta de reformación catalítica. También pueden usarse los gases ricos en hidrógeno de otras operaciones de hidrotratamiento. La relación de hidrógeno a aceite está típicamente en el rango de 300 a 5000 1/kg, preferentemente de 500 a 2500 1/kg, más preferentemente de 500 a 200 1/kg, expresándose el volumen de hidrógeno como litros estándar a 1 bars y 0 °C. Las etapas (a) y (b) pueden efectuarse en una denominada configuración de flujo en serie o en una configuración de dos etapas. La configuración de flujo en serie está definida porgue el efluente total de la etapa (a) se usa como alimentación a la etapa (b) . Por lo tanto en esta configuración no tiene lugar ninguna separación intermedia de fracciones gaseosas o líquidas del efluente de la etapa (a) entre las etapas (a) y (b) . Esta configuración es ventajosa porque permite que el proceso se lleve a cabo en una forma simple, por ejemplo en un reactor o en dos reactores dispuestos secuencialmente . Esta configuración puede .aplicarse ventajosamente para alimentaciones limpias, tal como la alimentación derivada de Fischer-Tropsch, como se discutió anteriormente. Los solicitantes encontraron que esta configuración puede aplicarse también para alimentaciones de aceites minerales que contienen entre 700 y 2000 ppm de azufre usando el catalizador presulfurado descrito anteriormente, en la etapa (a) .

Otra ventaja de esta configuración de flujo en serie es que puede separarse un producto de gasóleo y queroseno del efluente de la etapa (b) , los cuales tienen excelentes propiedades de baja temperatura, tales como punto de enturbamiento o punto de congelación. . En una configuración de flujo en serie la presión en las etapas (a) y (b) será aproximadamente la misma por obvias razones . La presión estará determinada por el índice de viscosidad deseado como se explicó anteriormente. Los solicitantes encontraron que para maximizar el rendimiento para aceites bases que salen de la etapa (b) la conversión de cera en la etapa (a) está preferentemente entre 40 y 70% y más preferentemente entre 45 y 60% en peso. La conversión de cera se define como (cera en la alimentación a la etapa (a) - cera en el efluente de la etapa (a) ) / (cera en la alimentación a la etapa (a) ) *100 % . En una configuración de dos etapas parte de la fracción gaseosa y/o líquida del efluente de la etapa (a) se separa antes de usar el efluente como alimentación a la etapa (b) . Preferentemente al menos parte del amoniaco y del ácido sulfhídrico es removida del efluente de la etapa (a) antes de usar ese efluente como alimentación de la etapa (b) . Preferentemente el efluente líquido usado como alimentación de la etapa (b) comprende después de la separación menos de 1000 ppm en peso de azufre y menos de 500 ppm en peso de nitrógeno.

La remoción de amoniaco y de ácido sulfhídrico puede lograrse por medios bien conocidos, por ejemplo separación a alta presión, preferentemente usando hidrógeno como gas de separación. Con más preferencia también parte de la reacción que hierve substancialmente por debajo del rango del producto de aceite base y los componentes gaseosos son separados por destilación del efluente de la etapa (a) . Una ventaja de una configuración de dos etapas es que pueden usarse alimentaciones que tienen un contenido de azufre relativamente alto. Una ventaja adicional es que la presión en la etapa (b) puede seleccionarse independientemente de la presión en la etapa (a) . Normalmente se considerará operar la etapa (b) a una menor presión. Una siguiente ventaja es que debido a que parte de los compuestos que hierven por deba o de 370°C pueden removerse del efluente de la etapa (a) menos alimentación tendrá que desparafinarse en la etapa (b) , permitiendo el uso de un reactor más pequeño para la etapa (b) . Adecuadamente entre 5 y 40% de la alimentación a la etapa (a) se separa del efluente de la etapa (a) como una fracción que hierve por debajo de 370 °C. La composición catalítica del catalizador usado en la etapa (b) comprende un metal noble del Grupo VIII, un aglutinante y cristalitos de zeolita del tipo MTW. Ejemplos de zeolitas tipo MTW son ZSM-12 como se describe en US-A-3,832,449, CSH-5 como se describe en GB-A-2079735 , Galosilicato MTW como se describe en Y.X. Zhi, A. Tuel, Y. Bentaarit y C. Naccache, Zeolites 12, 138 (1992), Nu-13(5) como se describe en EP-A-59059, Teta-3 como se describe en EP-A-162719, TPZ-12 como se describe en US-A-4557919 y VS-12 como se describe en K.M. Reddy, I. Moudrakovski y A. Sayari, J. Chem. Soc, Chem. Commun. 1994, 1491 (1994). El tamaño promedio del cristal de la zeolita es preferentemente menor que 0.5 um y con más preferencia menor que 0.1 um determinado la técnica bien conocida de ampliación de línea de difracción de rayos X (XRD, por sus siglas en inglés) usando el pico de alta intensidad en aproximadamente 20.9 2-teta en el patrón de difracción de XRD. El aglutinante en el catalizador puede ser cualquier aglutinante usualmente usado para tal aplicación. Un aglutinante posible incluye alúmina o aglutinantes que contienen alúmina. Los solicitantes han encontrado que el material aglutinante de óxidos refractarios de baja acidez que está esencialmente libre de alúmina proporciona un catalizador más mejorado. Ejemplos son óxidos refractarios de baja acidez tales como sílice, zirconia, titania, dióxido de germanio, boria y mezclas de dos o más de éstos. El aglutinante más preferido es sílice. La relación en peso del tamiz molecular y de aglutinante puede ser cualquiera entre 5:95 y 95:5. Un contenido menor de zeolita, adecuadamente entre 5 y 35% en peso, puede en algunos casos ser ventajoso para alcanzar una selectividad aún mayor. La relación molar de sílice a alúmina de la zeolita antes de la desaluminación es preferentemente mayor que 50 y con más preferencia entre 70 y 250 y con mayor preferencia entre 70 y 150. Preferentemente la zeolita ha sido sometida a un tratamiento de desaluminación. La desaluminación de la zeolita da como resultado una reducción del número de porciones de alúmina presentes en la zeolita y por ello en una reducción del porcentaje molar de alúmina. La expresión "porción de alúmina" tal como aquí se emplea en relación a esto se refiere a una unidad de AI2O3 la cual es parte de la estructura principal de la zeolita de aluminosilicato, es decirla cual ha sido incorporada vía enlaces covalentes con otras porciones de óxido, tales como sílice (Si02) , en la estructura principal de la zeolita. El porcentaje molar de alúmina presente en la zeolita de aluminosilicato se define como el porcentaje de moles de Al203 es relación con el número total de moles de óxidos que constituyen a la zeolita de aluminosilicato (antes de la desaluminación) o tamiz molecular modificado (después de la desaluminación) . La desaluminación se realiza preferentemente de tal manera que la reducción en porciones de alúmina es la estructura principal está entre 0.1 y 20 %. La desaluminación puede realizarse por medio de vaporización. Preferentemente la superficie de los cristalitos de zeolita se desaluminan selectivamente. Una desaluminación superficial selectiva resulta en una reducción del número de ¦ sitios ácidos superficiales de los cristalitos de zeolita, mientras que no afecta la estructura interna de los cristalitos de zeolita. Cuando se aplica una desaluminacion superficial la reducción de porciones de alúmina en la estructura principal será menor y preferentemente estará entre 0.1 y 10 %. Los resultados de la desaluminacion usando vapor es una técnica de desaluminacion no selectiva típica. La desaluminacion puede lograrse por métodos conocidos en la técnica. Los métodos particularmente útiles son aquellos, en donde ocurre la desaluminacion selectiva, o que de cualquier manera se dice que ocurre selectivamente, en la superficie de los cristalitos del tamiz molecular. Ejemplos de procesos de desaluminacion se describen en WO-A-9641849. US-A- 5015361 describe un método en donde las zeolit-as -se -ponen en contacto con un compuesto de amina estéricamente impedido. La desaluminacion se realiza preferentemente por medio de un proceso en el cual las zeolita se pone en contacto con una solución acuosa de sal de fluorosilicato en donde la sal de fluorosilicato está representada por la fórmula: (A) 2/bSiF6 en donde WA" es un catión metálico o no metálico diferente a H+ que tiene la valencia Mb" . Ejemplos de cationes "b" son alquilamonio, NH4+, Mg++, Li+, Na+, K+, Ba++, Cd++, Cu+, Ca++, Cs+ , Fe++, Co++, Pb++, Mn++, Rb+, Ag+, Sr++, T1+ , y Zn++.

Preferentemente "A" es el catión de amonio. El material de zeolita puede ponerse en contacto con la sal de fluorosilicato a un pH adecuadamente entre 3 y 7. Tal proceso de desaluminación se describe por ejemplo en US-A-5157191. El tratamiento de desaluminación también es referido como tratamiento AHS . La composición de catalizador se prepara preferentemente en primer lugar por extrusión de la zeolita con el aglutinante de baja acidez y subsiguientemente sometiendo el extrudido a un tratamiento de desaluminación, preferentemente el tratamiento de AHS como se describió anteriormente. Se ha encontrado que una resistencia mecánica mayor del extrudido del catalizador se obtiene cuando se prepara de conformidad con esta secuencia de etapas . Se cree que manteniendo la acidez del catalizador a un nivel bajo se reduce la conversión a productos que hierven fuera del rango de ebullición de lubricantes. Los solicitantes encontraron que el catalizador deberá tener un valor alfa menor que 50 antes de la adición de metales, preferentemente menor que 30, y con más preferencia menor que 10. El valor alfa es una indicación aproximada de la actividad de craqueo catalítico del catalizador comparado con un catalizador estándar. La prueba alfa da la constante de velocidad relativa (velocidad de conversión de hexano normal por volumen de catalizador por unidad de tiempo) del catalizador de prueba en relación con el catalizador estándar, el cual se considera como un alfa de 1 (Constante de Velocidad = 0.016 seg-1=. La prueba alfa se describe en la patente estadounidense No. 3,354,078 y en J. Catalysis, 4, 527 (1965); 6, 278 (1966); y 61, 395 (1980) , a los que -se hace referencia para una descripción de la prueba. Las condiciones experimentales de la prueba usadas para determinar los valores alfa a los que se hace referencia en esta especificación incluyen una temperatura constante de 538°C y una velocidad de flujo variable como se describe en detalle en J. Catalysis, 61, 395 (1980) . El metal noble del Grupo VIII usado en el catalizador de la etapa (b) es preferentemente paladio y con más preferencia platino. La cantidad total de platino o paladio no excederá convenientemente de 10% en peso calculado como elemento y con base en el peso total del catalizador, y preferentemente está en el rango de 0.1 a 5.0% en peso, con más preferencia de 0.2 a 3.0% en peso. Si están presentes tanto platino como paladio, la relación en peso de platino a paladio puede variar dentro de límites amplios, pero estará convenientemente en el rango de 0.05 a 10, más convenientemente de 0.1 a 5. Se prefieren los catalizadores que comprenden paladio y/o platino como componente de hidrogenación. Es más preferido cuando el platino se usa como el único componente de hidrogenación. El componente de hidrogenación se adiciona convenientemente al catalizador extrudido que comprende los cristalitos de zeolita de aluminosilicato desaluminada por medio de técnicas conocidas . Las condiciones de proceso usadas en la etapa (b) son preferentemente condiciones típicas del proceso de desparafinado catalítico que incluyen temperaturas de operación en el rango de 200 a 500 °C, preferentemente de 250 a 400 °C, con más preferencia entre 300 y 380°C presiones de hidrógeno en el rango de 10 a 200 bars preferentemente de 30 a 150 barias, con más preferencia de 30 a 60 barias. Las velocidades espaciales por hora en peso (WHSV, por sus siglas en inglés) están en el rango de 0.1 a 10 kg de aceite por litro de catalizador por hora (kg/l/h), preferentemente de 0.2 a 5 kg/l/h, más preferentemente de 0.5 a 3 kg/l/h y relaciones de hidrógeno a aceite en el rango de 100 a 2,000 litros de hidrógeno por litro de aceite. El ( aceite base con la viscosidad deseada puede separarse del efluente de la etapa (b) por procesos de destilación normal. El punto de escurrimiento del producto de aceite intermedio después de la etapa (a) que incluye cera no convertida está adecuadamente por arriba de 0°C y preferentemente arriba de 10 °C. El punto de escurrimiento del efluente de la etapa (b) es preferentemente inferior a -10 °C, con más preferencia inferior a -20 °C . El IV es mayor que 120 y preferentemente mayor que 130 e inferior a 180.

Se ha encontrado que el aceite base separado el efluente de la etapa (b) tiene excelentes propiedades con respecto a color y estabilidad oxidativa. Por lo tanto puede omitirse una etapa de hidroterminado adicional. La invención se ilustrará por medio de los siguientes ejemplos no limitantes. Preparación del catalizador de desparafindo para la etapa (b) Los cristalitos de zeolita tipo MTW se prepararon como se describe en "Verified synthesis of zeoli ic materials" (Síntesis verificada de materiales zeolíticos) publicado en Micropores and mesopores materials, volumen 22 (1998), páginas 644-645 usando bromuro de tetra etil amonio como patrón. La Microscopía Electrónica de Barrido (SEM, por sus siglas en inglés) observó visualmente el tamaño de partícula que mostraron las partículas de ZSM-12 entre 1 y 10 um. El tamaño de cristalito promedio determinado por la técnica de ampliación de línea de XRD como se describió arriba fue de 0.05 um. Los cristalitos obtenidos de esta manera se extrudieron con un aglutinante de sílice (10% en peso de zeolita, 90% en peso de aglutinante de sílice) . Los extrudidos se secaron a 120 °C. Se vertió una solución de (NH4)2SiF6 (45 mi de solución 0.019 N por gramo de cristalitos de zeolita) sobre los extrudidos. La mezcla se calentó después a 100°C con reflujo durante 17 h con agitación suave sobre los extrudidos. Después de filtrar, los extrudidos, se lavaron dos veces con agua desionizada, se secaron durante 2 horas a 120°C y después de calcinaron por 2 horas a 480 °C. El extrudido obtenido de esta manera se impregnó con una solución acuosa de hidróxido de tetramina de platino seguido por secado (2 horas a 120 °C) y calcinado (2 horas a 300 °C) . El catalizador se activó por reducción del platino bajo un flujo de hidrógeno de 100 1/h a una temperatura de 350°C durante 2 horas. El catalizador resultante comprendía 0.35% en peso de Pt soportado en la zeolita MTX ligada con sílice, desaluminada . Ejemplo 1 El ejemplo 1 ilustra una configuración de dos etapas descrita anteriormente. Una cera parafínica, con un contenido de cera de 82% en peso, una densidad (d70) de 0.81 un contenido de nitrógeno de 30 mg/kg, un contenido de azufre de 766 mg/kg y un rango de ebullición como se lista en la tabla 1, Tabla 1 Punto de ebullición inicial 353 °C 30% en peso 487 °C 50% en peso 510 °C 95% en peso 588 °C Punto de ebullición final 670°C se puso en contacto con un catalizador comercial C-454 fluorado obtenido de Criterion Catalyst Company colocado en el reactor de lecho fijo. La cera parafínica se alimentó al reactor a una velocidad espacial por hora en peso (WHSV) de 1 kg/l/h. El hidrógeno se alimentó al reactor en a una presión de entrada de 140 bars y a una velocidad de flujo de 1500 Nl/kg de alimentación. La temperatura de reacción fue de 390 °C. El producto hidrocarburo se destiló para remover una fracción que hierve por debajo de 370°C incluyendo una fracción gaseosa que contiene ácido sulfhídrico y amoniaco para obtener un producto intermedio que tiene las propiedades listadas en la tabla 2 Tabla 2 El anterior producto intermedio obtenido de la tabla 2 se puso en contacto en presencia de hidrógeno con un catalizador conteniendo zeolita MTW descrita arriba a una presión de salida de 138 barias, una WHSV de 1.0 Tg/l.hr y una velocidad de gas hidrógeno de 700 Nl/kg alimentado a varias temperaturas variando entre 320 y 345 °C. La temperatura varió con el fin de producir diferentes calidades de aceite base. Aquí diferentes calidades de aceites base se refiere a aceites base que tienen diferentes puntos de escurrimiento. Los aceites base con los menores puntos de escurrimiento se obtuvieron a la temperatura más alta. Los componentes gaseosos se separaron del efluente por evaporación instantánea a vacío a una temperatura de corte de 390 °C. El rendimiento del aceite y el índice de viscosidad como función del punto de escurrimiento logrado de la fracción de aceite (fracción 390 °C+) se dan en las figuras 1 y 2. En la figura 3 la temperatura del reactor requerida se da como función del punto de escurrimiento resultante del aceite base. Ejemplo comparativo A El ejemplo 1 se repitió excepto que el producto intermedio de la tabla 2 se puso en contacto con un catalizador basado en una zeolita tipo MFI (ZSM-5) . El catalizador se obtuvo usando el mismo método para el catalizador usado en el ejemplo 1. El rendimiento de aceite y el índice de viscosidad como función del punto de escurrimiento alcanzado de la fracción de aceite (fracción 390 °C+) se dan en la figura 1 y 2. En la figura 3 la temperatura de reactor requerida se da como una función del punto de escurrimi8enbto resultante del aceite base. Ejemplo Comparativo B El ejemplo 1 se repitió excepto que el producto intermedio de la tabla 2 se desparafinó con solvente para aceites base con puntos de escurrimiento en el rango de -37°C a -21 °C. Una parte en peso del producto intermedio se diluyó con 4 partes de una mezcla (50/50 volumen/volumen) de metil etil cetona y tolueno. Esta mezcla se enfrió en un refrigerador hasta un valor relacionado con el punto de escurrimiento deseado . La mezcla se filtró subsiguientemente a la misma temperatura baja y se removió la cera del filtro. Se midió el índice de viscosidad del aceite y el rendimiento del aceite desparafinado . El rendimiento de aceite y el índice de viscosidad como función del punto de escurrimiento alcanzado de la fracción de aceite (fracción 390 °C+) se dan en la figura 1 y 2. Las figuras 1 y 2 muestran que con el catalizador que contiene MTW los aceites base pueden obtenerse con un mayor rendimiento en comparación cuando se usa un catalizador de desparafinado de ZSM-5 o un desparafinado con solventes. Además se obtienen valores más altos de índice de viscosidad para la misma calidad de aceite base (mismo punto de escurrimiento) cuando se usa el proceso de conformidad con la invención. La figura 3 muestra adicionalmente que el catalizador de conformidad con la invención puede operarse a menores temperaturas para lograr la misma reducción en el punto de escurrimiento. Por lo tanto el catalizador que contiene MTW es más activo. Una ventaja adicional es que a estas temperaturas más bajas tendrá lugar más saturación de compuestos poliaromáticos . Por lo tanto puede omitirse una etapa de hidroterminado adicional cuando se usa el proceso de la presente invención. Ejemplo 2 El ejemplo 2 ilustra la configuración de flujo en serie descrita anteriormente en donde se utiliza uno de los catalizadores más preferidos para la etapa (a) : Un catalizador LH-21 obtenido de Criterion Catalyst Company (Houston) se cargó en un reactor de la etapa (a) y se retuvo como un lecho fijo. El catalizador LH-21 comprende níquel y tungsteno sobre un soporte de sílice-alúmina amorfo y tiene una actividad de hidrodesulfuración de 32%. El soporte de este catalizador tuvo un valor de prueba de craqueo de heptano de entre 320 y 345 °C. A una cera parafínica, con un contenido de cera de 65% en peso, una densidad (d70) de 0.804, un contenido de nitrógeno de 2 mg/kg, un contenido de azufre de 10 mg/kg se le adicionó dimetildisulfuro de tal manera que el contenido total de azufre en la alimentación fue de 2000 ppm. La cara paraf nica tuvo un rango de ebullición como se lista en la tabla 3. Tabla 3 La cera parafinica se alimentó al reactor de la etapa (a) a una velocidad espacial por hora en peso de 1 kg/l/h. Se alimentó hidrógeno al reactor a una presión de entrada de 145 bars y una velocidad de flujo de hidrógeno de 1500 Nl/kg de alimentación. La temperatura de reacción varió entre 350 y 365°C con tal de lograr una conversión de cera deseada como se definió anteriormente. El efluente obtenido en el reactor de la etapa (a) se alimentó como tal a un reactor de la etapa (b) . Las condiciones con respecto a presión, velocidad espacial y velocidad de flujo de hidrógeno fueron como en el reactor de la etapa (a) . La temperatura de reacción se varió entre 325 y 345°C con tal de lograr un punto de escurrimiento deseado de los aceites base resultantes. Los aceites base se obtuvieron por corte del efluente del reactor de la etapa (b) a una temperatura de 390 °C. El rendimiento a aceites base se expresó como la fracción obtenida en relación con la alimentación a la etapa (a) . También se obtuvieron una fracción relativamente grande de queroseno y gasóleo con buen as propiedades de flujo en frío. La figura 4 muestra la influencia de la conversión de cera en la etapa (a) en el rendimiento global del aceite base. La figura muestra que en 50% en peso de conversión de cera el rendimiento de aceite base es mayor que a mayores conversiones de cera en la etapa (a) . Ejemplo 3 El producto intermedio de la tabla 2 se desparafinó catalíticamente y con solventes para obtener varios puntos de escurrimiento entre -20 y -37°C usando los procedimientos del ejemplo 1 y el experimento B respectivamente. La viscosidad dinámica a -35°C se midió de conformidad con ASTM D 2983 . Los resultados se presentan en la figura 5. A cuatro muestras seleccionadas (véase figura 5) se les adicionó 0.15% en peso de un aditivo Plexol 154E obtenido de Rhom and Haas Company. En la figura 5 CDW se relaciona con los aceites base desparafinados catalíticamente, SDW se relaciona con los aceites base desparafinados con solvente y nppd" se relaciona con los respectivos aceites base que contienen el aditivo. Los aceite base correspondientes con y sin el aditivo están enlazados con una flecha.

De la figura 5 puede verse que tanto el punto de escurrimiento como la viscosidad dinámica de los aceites base desparafinados catalíticamente de conformidad con la presente invención se redujeron mucho más en comparación con los aceites base desparafinados con solvente que incluían el aditivo . Se hace constar que con relación a esta fecha, el mejor método conocido por la solicitante para llevar a la práctica la citada invención, es el que resulta claro de la presente descripción de la invención.

Claims

REIVINDICACIONES Habiéndose descrito la invención como antecede se reclama como propiedad lo contenido en las siguientes reivindicaciones: 1. Proceso para preparar un lubricante con una viscosidad dinámica a -35°C inferior a 5000 cP, caracterizado porgue se efectúan las siguientes etapas : (a) poner en contacto una alimentación que contiene más de 50% en peso de cera en presencia de hidrógeno con un catalizador que comprende un componente de metal del Grupo VIII soportado en un soporte de óxido refractario, y (b) poner en contacto el efluente de la etapa (a) con una composición de catalizador que comprende un metal noble del Grupo VIII, un aglutinante y cristalitos de zeolita del tipo MTW para obtener un producto que tiene un punto de escurrimiento menor que el del efluente de la etapa (b) y que tiene un índice de viscosidad mayor que 120, y (c) adicionar un aditivo reductor del punto de escurrimiento al aceite base obtenido en la etapa (b) . 2. Proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el metal noble del Grupo VIII en la etapa (b) es platino. 3. Proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 2, caracterizado porque el aglutinante en la etapa (b) es un aglutinante de baja acidez cuyo aglutinante está esencialmente libre de alúmina. 4. Proceso de conformidad con la reivindicación 3 , caracterizado porque el aglutinante es sílice. 5. Proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 4, caracterizado porque los cristalitos de zeolita se han sometido a un proceso de desaluminación superficial selectiva. 6. Proceso de conformidad con la reivindicación 5, caracterizado porque el proceso de desaluminación superficial selectiva comprende poner en contacto los cristalitos de zeolita con una solución acuosa de sal de fluorosilicato en donde la sal de fluorosilicato está representada por la fórmula: (A)2/bSiF6 en "donde "A" es un catión metálico o no metálico diferente a H+ que tiene la valencia Kb", preferentemente amonio. 7. Proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 6, caracterizado porque la alimentación que contiene cera se deriva de un proceso de Fischer Tropsch, el metal del Grupo VIII en la etapa (a) es platino y/o paladio y en donde el efluente total de la etapa (a) se usa como alimentación a la etapa (b) en una configuración de flujo en serie. 8. Proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 6, caracterizado porque la alimentación a la etapa (a) comprende al menos 700 ppm de azufre, el catalizador usado en la etapa (a) es un catalizador presulfurado que comprende un metal del Grupo VIB y un metal no noble del Grupo VIII y en donde el efluente total de la etapa (a) se usa como alimentación a la etapa (b) en una configuración de flujo en serie. . Proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 7 a 8, caracterizado porque la conversión de cera en la etapa (a) está entre 40 y 60%. 10. Proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 6, caracterizado porque la alimentación a la etapa (a) comprende entre 700 y 2000 ppm de azufre, el catalizador usado en la etapa (a) es un catalizador presulfurado que comprende un metal del Grupo VIB y un metal no noble del Grupo VIII y en donde al menos parte del amoniaco y ácido sulfhídrico el cual está presente en el efluente de la etapa (a) se separa de ese efluente antes de usar el efluente como alimentación a la etapa (b) . 11. Proceso de conformidad con la reivindicación 10, caracterizado porque la presión en la etapa (a) está entre 100 y 150 bars y la presión en la etapa (b) está entre 30 y 60 barias . 12. Proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 8 a 11, caracterizado porque el catalizador usado en la etapa (a) es un catalizador de hidrodesulfuración presulfurado que comprende níquel y tungsteno sobre un soporte de sílice-alúmina amorfa. 13. Proceso de conformidad con la reivindicación 12, caracterizado porque el catalizador de hidrodesulfuración sulfurado tiene una actividad de hidrodesulfuración mayor que 30 %, en donde la actividad de hidrodesulfuración es expresada como el rendimiento en por ciento en peso de productos de craqueo hidrocarburos C cuando el tiofeno se pone en contacto con el catalizador bajo condiciones de hidrodesulfuración estándar, en donde las condiciones estándar consisten de poner en contacto una mezcla de hidrógeno-tiofeno con 200 mg de un catalizador malla 30-80 a 1 bars y 350 °C, en donde la velocidad de hidrógeno es de 54 mi/minuto y la concentración de tiofeno es de 6% en volumen en la mezcla. 14. Proceso de conformidad con la reivindicación 13 , caracterizado porque la actividad de hidrodesulfuración del catalizador es menor que 40%. 15. Proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 12 a 14, caracterizado porque el catalizador de hidrodesulfuración se obtiene en un proceso en donde el níquel y el tungsteno es impregnado sobre el soporte ácido de sílice-alúmina amorfo en presencia de un agente quelante. 16. Proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 12 a 15, caracterizado porque el contenido de alúmina del catalizador de hidrodesulfuración está entre 10 y 60% en peso calculado sobre el soporte solo. 17. Proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 12 a 16, caracterizado porque el soporte de sílice-alúmina tiene un valor de prueba de craqueo de n-heptano de entre 310 y 360 °C, en donde el valor de prueba de craqueo es obtenido por medición de la temperatura a la cual 40% en peso de n-heptano es convertido cuando se pone en contacto, bajo condiciones de prueba estándar, con un catalizador que consiste de ese soporte y 0.4% en peso de platino. 18. Proceso de conformidad con la reivindicación 17, caracterizado porque el soporte de sílice-alúmina tiene un valor de prueba de craqueo de n-heptano de entre 320 y 350 °C. 19. Proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 12 a 18, caracterizado porque el catalizador comprende entre 2-10% en peso de níquel y entre 5-30% en peso de tungsteno . 20. Proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 12 a 19, caracterizado porque el área superficial del catalizador de hidrodesulfuración está entre 200 y 300 m2/g. 21. Proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 12 a 20, caracterizado porque el volumen de poro total del catalizador de hidrodesulfuración es superior a 0.4 ml/g.