PT86599B

PT86599B - Processo para aumentar o numero de atomos de carbono de olefinas leves num reactor com um leito de catalisador fluidizado turbulento

Info

Publication number: PT86599B
Application number: PT86599A
Authority: PT
Inventors: Amos Andrew Avidan; Hartley Nmn Owen; Samuel Allen Tabak; Tai-Sheng Chou; Jorge Luis Soto
Original assignee: Mobil Oil Corp
Priority date: 1987-01-23
Filing date: 1988-01-22
Publication date: 1991-12-31
Also published as: CN1014400B; MA21165A1; FI85691B; CA1279659C; PH24511A; ZA88463B; JPS63225694A; DE3872531T2; EP0276095A1; FI880310A; AU1008588A; PT86599A; TR23518A; CN88100267A; DE3872531D1; EP0276095B1; BR8800175A; US4746762A; AU613599B2; JP2557440B2

Description

A presente invenção refere-se a uma técnica catalítica pji ra melhorar a qualidade de gás de olefinas leves de maneira a obt^e rem-se hidrocarbonetos mais pesados. De maneira particular, proporciona um processo continuo para oligomerizar uma alimentação gasosa de olefinas leves contendo eteno, opcionalmente contendo propeno ou outros alcenos inferiores, para originar hidrocarbonetos em C₄ ⁺ tais como combustíveis líquidos olefínicos, isobutano, hidrocarbonetos aromáticos e outros produtos úteis. Os gases que contem eteno (etileno C^^) tais como gases de descarga do proces^ so de craqueamento de petróleo são fracções úteis para alimentação do processo de acordo com a presente invenção.

I

Desenvolvimentos na catálise com zeolitos e processos de conversão de hidrocarbonetos criaram interesse em utilizar fra£ ções olefínicas para produzir gasolina em Cg⁺, gasóleo, etc. Em adição ãs reacções químicas básicas promovidas pelos catalisadores de zeolito do tipo ZSM-5, uma serie de descobertas contribuí ram para 0 desenvolvimento de novos processos industriais. Estes processos são processos seguros e aceitáveis do ponto de vista da poluição do meio ambiente para utilizar alimentações de fracções de petróleo que contêm olefinas inferiores especialmeji te , alcenos (C₂~C^). Cattanach (Patente Norte-Americana NQ 3 760 024) e Yan e outros (Patente Norte-Americana NQ 3 845 150) verificaram que a conversão de alcenos e alcanos (C₂~C^) para a

F

Ί ’ obtenção de hidrocarbonetos líquidos ricos em aromáticos são pro cessos eficazes que utilizam catalisadores de zeõlito do tipo ZSM-5. Nas Patentes Norte-Americanas N9 3 960 978 e N9 4 021 502, Plank, Rosinski e Givens referem a conversão de olefinas (C₂-C₅) sozinhas ou em mistura com componentes parafínicos de modo a obterem-se hidrocarbonetos mais elevados sobre zeolicos cristalinos com uma acidez controlada. Gardwood et al. contribuíram também para a compreensão das técnicas de melhoria da qualidade das olefinas e processos aperfeiçoados como acontece nas Patentes Norte-Americanas N9 4 150 062, N9 4 211 640 e N9 4 227 992.

A conversão de olefinas inferiores, es-peci almente de propeno e de butenos, sobre HZSM-5 e eficaz a temperaturas e pressões moderadamente elevadas. Os produtos de conversão devem ser combustíveis líquidos, especialmente os hidrocarbonetos alifãti+ cos e aromáticos ’ Pode-se variar a distribuição dos produtos que constituem os hidrocarbonetos líquidos, controlando as condições do processo, tais como temperatura, pressão e velocidade e£ pacial. A gasolina (Cç-C-jq) forma-se facilmente a uma temperatura elevada (por exemplo, até cerca de 400°C e a uma pressão moderada desde a pressão ambiente até cerca de 5500 kPa, de preferência, entre cerca de 250 e 2900 kPa. Pode-se produzir gasolina olefínica com um bom rendimento e pode ser recuperada como produto ou alimentação de um sistema de reactor sob alta pressão de pequeno rigor para conversão adicional em produtos destilados mais pesados. Pode utilizar-se a destilação para maximizar a produção de compostos alifaticos 0-|θ , fazendo reagir as olefinas inferiores e intermédias a alta pressão a uma temperatura moderada. Nas Patentes Norte-Americanas N9 4 456 779, 4 497 968 (Owen et al.) e N9 4 433 185 (Tabak) referem-se pormenores de funcioV..................X i * namento para unidades de oligomerização MOGD típica (Olefina Mobil em destilado de gasolina). A uma temperatura moderada e a uma pressão relativamente elevada, as condições de conversão favorecem a obtenção de produtos destilados que têm um ponto de ebu lição normal de, pelo menos, 165°C (330°F). Fracções de alimentação olefínicas inferiores contendo alcenos (C^-C^.) P°d^em ser seiectivamente transformados; no entanto, as condições de destilação pouco rigorosas não transformam uma maior fracção de eteno. Enquanto 0 propeno, 0 buteno-1 e outros hidrocarbonetos podem ser transformados numa proporção de 50% a 95% na destilação a temperatura moderada e de menor rigor, apenas cerca de 10% a 30% do componente eteno ê transformado utilizando zeólito HZSM-5 ou zeolitos ácidos semelhantes. Muitas fracções de alimentação com interesse comercial, tais como gases de saída do craqueamento catalítico fluidizado (FCC), produtos da desidrogenação, 0 sub-produto do craqueamento do etano, etc., contêm tanto eteno como hidrogénio assim como H₂S e hidrocarbonetos alifãticos leves. 0 eteno pode também ser transformado a temperatura moderada com um catalisador de níquel bifuncional.

Verificou-se que se pode melhorar a qualidade de gases leves olefínicos contendo eteno para se obterem hidrocarbonetos líquidos ricos em gasolina olefínica, isobutano e hidrocarbonetos aromáticos por conversão catalítica num leito fluidizado tur bulento de catalisador de zeólito ácido solido sob condições de realização de reacção de elevado rigor numa única passagem ou com reciclagem do produto gasoso obtido. Esta técnica é particularmente útil para melhorar a qualidade de gas leve de FCC, que geralmente contêm quantidades significativas de eteno, propeno, pa_ rafinas e hidrogénio produzidos no craqueamento de Õleos de pe

-4trõleo pesados ou semelhantes. Melhorando a qualidade do gãs le ve sub-produto, o rendimento de gasolina das unidades de FCC pode ser significativamente aumentada. Por consequência, é um objectivo primário da presente invenção proporcionar uma nova técnica para melhorar a qualidade do gas leve contendo eteno.

Proporcionou-se um processo aperfeiçoado para a conversão continua do material de alimentação contendo eteno em produtos hidrocarbonados mais pesados, em que se faz contactar a al i) mentação a uma elevada temperatura com um leito fluidizado de ca talisador de zeólito sob condições de conversão. 0 aperfeiçoamento compreende manter-se o leito de catalisador fluidizado numa coluna de reacção vertical tendo uma zona de reacção turbuleji ta fazendo passar o gãs de alimentação para cima através da zona de reacção a uma velocidade maior do que a velocidade de transição de leito denso num regime turbulento e menor do que a velocj_ dade de transporte para as partículas de catalisador médias; e retirar-se uma parte do catalisador carregado com coque da zona I da reacção, regenerar-se de forma oxidante o catalisador retirado e devolver-se o catalisador regenerado para a zona de reacção com uma velocidade que controla a actividade do catalisador e o rigor da reacção. A proporção alcano;alceno do produto hidrocar bonado é mantida entre cerca de 0,2 : 1 até 5 : 1 em condições de rigor da reacção tais que se efectua a conversão do material de alimentação empregado. Vantajosamente, a técnica do leito f1in dizado pode empregar uma conversão do eteno numa única passagem igual a pelo menos 70% para proporcionar um produto hidrocarbonji do na gama da gasolina com um elevado Tndice de octano com um bom rendimento, Pode converter-se uma mistura termodinamícame£ te equilibrada de alcenos exotêrmicos e de alcanos endotérmicos

sem uma reciclagem significativa e/ou utilização de diluente pa_ ra proporcionar um produto hidrocarbonado da gama das gasolinas de elevado índice de octano com bom rendimento. No entanto, a reciclagem de gás maioritariamente constituído por pode ser utilizada para aumentar os rendimentos em ainda mais e diminuir as necessidades de ajustar o catalisador.

A Figura 1 é uma vista esquemática dum sistema de reactor de leito fluidizado de acordo com a presente invenção;

a Figura 2 é uma representação gráfica que mostra os re£ dimentos do produto em função do índice de rigor da reacção (R.

I.); e a Figura 3 representa o correspondente índice de octana do produto líquido em função do R. I.;

a Figura 5 representa o rendimento do produto em função da conversão do eteno;

a Figura 4 mostra o numero de octanos do motor e a inves_ tigação correspondente; e a Figura 6 é uma representação semi-1 ogarí tmi ca comparani do alcano : alceno (C3-C5).

Descrição de Catalisadores

Recentes desenvolvimentos na tecnologia dos zeolitos pro porcionou um grupo de materiais de sílica de poros médios que tem a geometria dos poros semehlantes. 0 mais proeminente entre estes zeólitos de tamanho dos poros intermédio é o ZMS-5, que e geralmente sintetizado com sítios activos de ácidos de Bronsted incorporando um metal tetraedricamente coordenado tal como Al, Ga,

-6 £

Β ou Fe, no interior da estrutura zeolítica. Estes zeólitos de poros médios são favorecidos para a catálise ácida; no entanto, as vantagens das estruturas de ZSM-5 podem ser utilizadas empregando materiais altamente siliciosos ou metal o-si 1icatos cristalinos tendo uma ou mais espécies tetraedicas com vários graus de acidez. A estrutura cristalina ZSM-5 é facilmente reconhecida pelo seu espectro de difracção de raios X que é descrito na Patente Norte-Americana Numero 3 702 866 (Argauer, et al.).

Os catalisadores de oligomerização preferidos para util£ zação no processo de acordo com a presente invenção incluem os zeolitos de silicato de alumínio cristalino de forma selecciona- - O da e de poros médios (isto e, cerca de 5-7A) tendo uma proporção entre sílica e alumina de pelo menos 12, um índice de detenção de cerca de 1 a 12 e uma actividade de craqueamento ácida de cer ca de 10-250. No reactor em leito fluidizado, o catalisador car regado com coque pode ter uma actividade aparente (valor alfa) igual a cerca de 10 a 80 sob as condições do processo para se conseguir o grau pretendido de rigor de reacção. São exemplos representativos dos zeólitos do tipo ZSM-5 os zeólitos ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-22, ZSM-23, ZSM-35 e ZSM-38, 0 zeo'lito ZSM-5 é descrito na Patente Norte-Americana N9 3 702 885 e na Patente Norte Americana com ο N9 de Republicação 29 948. Outros zeólitos apropriados são referidos nas Patentes Norte-Americanas N9s 3 709 979; 3 832 449; 4 076 979; 3 832 449; 4 076 842 ;

016 245; 4 046 839; 4 414 423; 4 427 086; 4 527 396 e 4 542 251. Muito embora se possam usar zeólitos apropriados tendo razão molar de Óxido metálico coordenado para sílica compreendida entre 20 : 1 e 200 : 1 ou maior, é vantajoso empregar um zeolito ZSM-5 padrão tendo uma proporção molar sí1ica/alumina compreen (

dida entre cerca de 25 : 1 e 70 : 1, apropriadamente modificada. Um componente de catalisador de zeolito típico tendo sítios de acido de Bronsted pode consistir essencialmente em ζβοΊιΐο ZSM-5 de aluminossi1icato com 5 a 95% em peso de sílica e/ou ligante de alumina.

Estes zeo^zlitos silenciosos podem empregar-se nas suas for mas de ião ácido permutado ou impregnado com um ou mais metais apropriados, tais como Ga, Pd, Zn, Ni, Co e/ou outros metais dos Grupos do Sistema Periódico III a VIII. 0 zeolito pode incluir um componente de hidrogenação-desidrogenação (frequentemente re ferido como componente de hidrogenação) que ê geralmente um ou mais metais dos grupos IB, IIB, IIIB, VA, VIA ou VIIIA da Tabela Periódica (IUPAC), especialmente metais de aromatização tais como Ga, Pd, etc., Os componentes de hidrogenação úteis incluem os metais nobres do Grupo VIIIA, especialmente platina mas também se podem usar outros metais nobres tais como paládio, ouro , prata, rénio ou ródio. Podem também usar-se componentes de hidro genação de metais básicos, especialmente níquel, cobalto, molibdenio, tungsténio, cobre ou zinco. Os materiais do catalisador podem incluir dois ou mais componentes catalíticos tais como um + 2 componente de oligomerizaçao metálico (por exemplo, Ni ionico e um catalisador de oligomerização acídico de poros médios de for ma seleccionada tal como o zeolito ZSM-5), componentes esses que podem encontrar-se presentes em mistura ou combinados numa parti cuia solida bifuncional unitária, É possível utilizar um metal de dimerização do eteno ou um agente de oligomerizaçao para efe£ tivamente converter o eteno de alimentação numa zona de reacção contínua,

Alguns catalisadores de forma seleccionada de poros de

tamanho médio do tipo ZSM-5 são por vezes conhecidos como penta£ siles. Além dos alumino-si1icatos preferidos, também é possível empregarem-se materiais de boro-si 1icato, ferro-si 1 i catos silicji lite. É vantajoso empregar um ZSM-5 padrão tendo uma Droporção molar de sílica : alumina compreendida entre 25 : 1 e 70 : 1 com um valor alfa aparente de 10-80 para transformar 60 a 100%, de preferência, pelo menos 70% das olefinas presentes na fracção de petróleo de alimentação.

Os zeólitos do tipo de pentasil ZSM-5 são particularmente úteis no processo por causa da sua regenerabi1idade, longa duração e estabilidade sob as condições extremas de funcionamento. Usualmente os cristais de zeólito têm cristais de tamanho com preendido desde cerca de 0,01 ate mais do que 2 pm, sendo a dimeji são preferida 0,02-1 jim. A fim de se obter os tamanhos das partículas pretendidas para a fluidização no sistema turbulento, os cristais de catalisador de zeólito estão ligados a um óxido ino£ gânico apropriado tal como sílica, alumina, etc. para proporcionar uma concentração de zeólito compreendido entre cerca de 5 e 95% e peso. Na descrição da forma de realização preferida, emprega-se um catalisador de 25% de H-ZSM-5 contido dentro de uma matriz de sí1ica-al umina e tendo um valor alfa recente igual a cerca de 80, a não ser que seja determinado de outro modo.

A distribuição dos tamanhos das partículas pode ser um factor significativo para se atingir a homogeneidade global na fluidização em sistema turbulento. Deseja-se para desenvolver o processo utilizando partículas que estas se misturem bem através de todo o leito. Devem evitar-se partículas grandes tendo uma dimensão das partículas maior do que 250 ^m e ê vantajoso utilizar-se um tamanho de partículas compreendido, essencialmente en-9 í

V tre 1 e 150 jim. 0 tamanho médio das partículas esta compreendido correntemente entre cerca de 20 e 100 jUm, preferivelmente entre 40 e 80 jjm. A distribuição das partículas pode ser realçada tendo uma mistura de partículas maiores e menores dentro da gama adequada e e particularmente desejável ter uma quantidade significativa de partículas finas. Pode manter-se um controlo apert^ do da distribuição para conservar cerca de 10 a 25% em peso do catalisador total na zona de reacção dentro da gama de tamanhos inferior a 32 pm. Esta classe de partículas fluidizaveis e cla£ sificada como Grupo Geldart A. Por consequência, o sistema de fluidização ê controlado para garantir o funcionamento entre a velocidade de transição e a velocidade de transporte. As condições de fluidização são substancialmente diferentes das que se verificam em leitos densos não turbulentos ou em leitos de tran£ porte.

Desenvolvimento do Processo

Na presente Memória Descritiva, empregam-se unidades me. tricas e partes em peso, a não ser que se forneçam indicações dj_ ferentes.

A fracção de alimentação preferida contém alcenos (C^-Cg) (mono-olefinas) incluindo pelo menos 2% em moles de eteno, em que os alcenos (Cg-C^) totais estão compreendidos no intervalo de cer ca de 10 a 40% em peso. Podem encontrar-se presentes também com ponentes nãoprejudiciais tais como metano e outras parafinas e gases inertes. Uma fracção de alimentação particularmente útil é um sub-produto gasoso leve das unidades de craqueamento de gasóleo FCC contendo tipicamente 10 - 40% em moles de olefinas (C₂-C₄) e 5-35% em moles de Hg com quantidades variáveis de para

finas (C-j-Cj) e gases inertes tal como Ng· 0 processo pode tole rar uma larga gama de alcanos inferiores, desde 0 até 95%. As fracções de alimentação preferidas contem mais do que 50% em peso de hidrocarbonetos alifãticos inferiores (C-j-C^) e contêm ole> finas suficientes para proporcionar uma pressão parcial total das ole finas igual a pelo menos, 50 kPa. Dependendo da percentagem de rigor das condições de reacção utilizadas no processo de acordo com a presente invenção, o propano se presente pode ser parcialmente convertido em produto C^⁺.

Os produtos pretendidos são hidrocarbonetos (C^-Cg) que compreendem pelo menos 50% em peso do produto recuperado, preferivelmente 80% ou mais. Enquanto as olefinas podem ser uma frac ção predominante do elemento da reacção C^⁺, pretende-se até 45% de butenos, pentenos, hexenos, heptenos, octenos, nonenos e os seus isõmeros para melhorar a fracção de alimentação para gasolina com um elevado índice de octano contendo hidrocarbonetos aromáticos, preferivelmente pelo menos 10% em peso.

As condições de rigor da reacção podem ser controladas para optimizar o rendimento de hidrocarbonetos alifãticos (C^-Cg). Sabe-se que se promove a produção de hidrocarbonetos aromáticos e de hidrocarbonetos parafínicos leves usando como catalisadores zeólitos que têm uma elevada concentração de sítios de reacção de ácido de Bronsted. Por consequência, um critério importante é escolher e manter a quantidade de catalisadores para proporci£ nar ou um catalisador fresco tendo actividade ácida ou por controlo da desactivação do catalisador e das velocidades de regene_ ração para proporcionar um valor alfa médio aparente compreendido entre 10 e 80.

As temperaturas da reacção e o tempo de contacto são tam

bém factores significativos no rigor da reacção e os parâmetros do processo são seguidos para se obter a condição de estado subs^ tancialmente estacionário em que o índice de rigor da reacção (R. I.) e conservado para se obter uma proporção em peso preteji dida de propano para propeno. Embora pareça que este índice po£ sa variar desde cerca de 0,1 até 200 na presença de propano adicionado, prefere-se trabalhar a unidade em leito fluidizado no estado estacionário de maneira a conservar o valor de R. I. compreendido entre cerca de 0,2:1 e 5:1 , na ausência substancial de propano adicionado. Enquanto o rigor da reacção é vantajosamente expresso como a proporção em peso de propano:propeno na fa, se gasosa, pode também ser aproximada pelas proporções análogas de butanos: butenos, pentanos:pentenos, ou a media do efluente total do reactor al canos-al cenos (C3-C5). A Figura 6 mostra a relação apertada que existe entre o valor de R. I. para os hidro carbonetos alifáticos Cj, e Cg e a proporção alcanos:alcenos totais. Estes valores são apresentados dentro do intervalo de 0,1 a 50 com alimentação olefínica típica (C2-C3) na ausência substancial de propano adicionado na corrente de alimentação. 0 valor óptimo dependerá da composição exacta do catalisador, da fracção de alimentação e das condições da reacção: no entanto , as misturas de gases leves contendo eteno típicas utilizadas nos exemplos descritos na presente Memória Descritiva e 0 gás de dej> carga do processo de craqueamento semelhante podem opcionalmente melhorar a qualidade da gasolina pretendida rica em hidrocarbonetos alifáticos mantendo 0 valor de R. I, igual a cerca de 1.

A corrente de alimentação de hidrocarbonetos olefínicos pode ser enriquecida por adição do propano para aumentar a produ çao do produto . Podem-se empregar fluxos contendo propano

-12-/ ί ' tais como gãs de petróleo liquefeito (C^-C^) (LPG) e várias frajc ções de refinaria para suplementar a corrente de alimentação ole fínica. As misturas alifãticas (C^-C^) apropriadas contendo 20 a 85% em peso do propano podem realçar as fracções de alimentação olefínicas de 15 até 79% de mono-alceno. Como a conversão do propano é incompleta nas condições de funcionamento normais, esta adição pode aumentar o valor de R. I. de aparente para um valor superior a 50 : 1.

aperfeiçoamento da qualidade das olefinas por tais for. necedores de hidrogénio no craqueamento em leito fluidizado e nas unidades de oligomeri zação é referido por Owen et al. na Patente Norte-Americana NQ 4 090 949. Esta técnica é particularmente útil para o funcionamento com uma unidade de craqueamento cataH tico em leito fluidizado (FCC) para aumentar a produção global de produto líquido nas refinarias de petróleo limitadas em gãs combustível. As olefinas leves e algumas das parafinas leves tais como o gas combustível FCC, podem transformar-se num produto hidrocarbonado C^⁺ valioso num reactor em leito fluidizado co£ tendo um catalisador de zeólito. Além de melhorar a qualidade do gas combustível, a carga para a instalação de gas combustível na refinaria diminui consideravelmente. Isto permite o funcionameji to da unidade de FCC com maiores cargas unitárias e/ou maior rj_ gor nas refinarias limitadas em gas combustível.

uso de catálise em leito fluidizado permite que o sistema de conversão possa desenvolver-se com uma queda de pressão pequena, que num desenvolvimento prático do ponto de vista econÓ mico pode proporcionar uma pressão de funcionamento máxima de apenas 50 a 200 kPa acima da pressão atmosférica. Outra vantagem importante do controlo apertado da temperatura que é possível pe.

lo funcionamento em regime turbulento, em que a uniformidade da temperatura de conversão pode ser mantida dentro de tolerâncias apertadas, frequentemente inferior a 25°C. Com excepção duma p£ quena zona adjacente a entrada do gãs pelo fundo a medição do ponto médio é representativa de todo o leito devido ã completa acção de mistura conseguida.

Num processo típico, a alimentação olefínica C₂ ⁺ contendo eteno é transformada num reactor catalítico sob condições de oligomerização e de pressão moderadas isto é, 410 e 2500 kpa) pa. ra produzir pelo menos 6% de isobutano e um produto predominante mente líquido consistindo essencialmente em hidrocarbonetos em C₄ ⁺ ricos em aromáticos e olefinas na gama das gasolinas.

Fazendo agora referência ã Figura 1, o gas de alimentação rico em olefinas (C₂-C₃) passa sob pressão através da conduta 20 , sendo o fluxo principal dirigido através da entrada do fundo do vaso de reacção 20 para distribuição através da chapa perfurada 22 na zona de fluidização 24. Nesta zona, o gas de alimentação contacta o leito turbulento contendo as partículas de catalisador finamente divididas. 0 vaso de reacção 20 e representado tendo disponíveis tubos de permuta de calor 26, que podem ser dispostos como diversos feixes de tubos de permuta de calor sep£ rados de modo que o controlo da temperatura possa ser separadamente exercido sobre diferentes porções do leito de catalisador fluido. Os fundos dos tubos ficam distanciados por cima da placa de distribuição de alimentação 22 suficientemente para ficarem isentos da acção dos jactos pela alimentação carregada através dos orifícios de pequeno diâmetro existentes na placa perfurada. Como alternativa, o calor da reacção pode ser parcial ou complje tamente removido usando uma alimentação fria. Podem-seadicionar

-14chicanas para controlar a mistura radial e axial. Muito embora prevista sem chicanas, a zona de reacção vertical pode conter tubos com a extremidade aberta por cima da placa perfurada para manter constrangimentos hidráulicos como se refere na Patente Norte-Ameri cana N9 4 251 484 (concedi da a Daviduk e Haddad). 0 ca. lor libertado pela reacção pode ser controlado ajustando a tempe ratura de alimentação de acordo com uma maneira em si conhecida.

Prevêm-se meios de saída do catalisador 28 para retirar o catalisador da parte de cima do leito 24 e passar para a regeneração do catalisador no vaso 30 através da válvula de contro lo 29. 0 catalisador parcialmente desactivado é regenerado por oxidação mediante contacto controlado com ar ou com outro gas de regeneração a temperatura elevada numa zona de regeneração fluidizada para remover os depósitos de carbono e restaurar a activj_ dade ácida. As partículas de catalisador são arrastadas numa corrente de gãs e transportadas por intermédio de tubo ascendeji te 32 para uma parte superior do vaso 30, Ar é distribuído na parte inferior do leito para efectuar a fluidização, sendo os sub-produtos da oxidação transportados para fora da zona de reg£ neração através do separador de ciclone 34, que devolve quaisquer sólidos arrastados para o leito, 0 gas combustível é retirado por intermédio da conduta superior 36 para deitar fora; no entajn to, uma parte do gás combustível pode ser recirculada por meio do permutador de calor 38, separador 40 e compressor 42 para voj. tar para o vaso misturado com o gãs de oxidação fresco através da tubagem 44 e como gãs de transporte para o catalisador no tubo ascendente 32.

catalisador regenerado passa para o reactor principal 20 através da conduta 46 provido com a válvula de controlo de

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fluxo 48. 0 catalisador regenerado pode ser arrastado para o leito de catalisador com o gás de alimentação sob pressão através da conduta ascendente de retorno de catalisador 50. Como a quantidade de catalisador regenerado que passa para o reactor é relativamente pequena, a temperatura do catalisador regenerado não intervém nas restrições de temperatura das operações do rea£ tor de maneira significativa. Uma série de separadores de ci clcq ne sequencialmente 52,54 estão montados com tubos de descarga ijn feriores 52A, 54A para devolver quaisquer finos de catalisador que tenham sido arrastados para o leito inferior. Estes separadores são posicionados na parte superior do vaso de reacção que compreende a fase catalisadora dispersada 24. Filtros, tais como filtros de chapa metálica sinterizada podem ser utilizados só zinhos ou em conjunção com ciclones.

efuente produzido separado das partículas de catalisador no sistema de separação de ciclone e então retirado do vaso de reacção 20 através de saída para o gás superior 56, 0 produto + hidrocarbonado recuperado que compreende olefinas Cg e/ou aromáticos, parafinas e naftenos é seguidamente processado de acordo com as necessidades para proporcionar uma gasolina pretendida ou um produto com o ponto de ebulição mais elevado.

Em condições de processo optimizadas, o leito em turbuleji to tem uma velocidade de vapor superficial compreendida entre cer ca de 0,3 e 2 metros por segundo (m/seg). A maiores velocidades, o arrastamento de partículas finas pode tornar-se excessivo e , para além de 3 m/seg, aproximadamente todo o leito pode ser tran£ portado para fora da zona da reacção. A velocidades menores, a formação de grandes bolhas ou vazios de gás pode ser prejudicial a conversão.. Mesmo as partículas finas podem não ser mantidas

-16/ * efectivamente no leito turbulento abaixo de cerca de 0,1 m/seg.

Uma determinação conveniente para exprimir a fluidização turbulenta é a densidade do leito. Um leito turbulento tí pico tem uma densidade de funcionamento entre cerca de 10 e 500

3

Kg/m , preferivelmente, entre cerca de 300 e 500 Kg/m , medidos na parte inferior da zona de reacção', tornando-se menos densa em direcção a parte superior da zona de reacção, devido ã queda de pressão e ã diferenciação do tamanho das partículas. Pode medir-se a pressão diferencial entre dois pontos distanciados verticalmente na coluna do reactor para se obter a densidade média do leito nessa parte da zona de reacção. Por exemplo, num sistema em leito fluidizado empregando partículas de ZSM-5 que tem uma

3 densidade aparente de 750 Kg/m e uma densidade real de 2430Kg/m , é satisfatória uma densidade média em leito fluidizado compreendida entre cerca de 300 e 500Kg/m^.

Em virtude da turbulência experimentada no sistema turbu lento, melhora-se o contacto de gãs-sólido no reactor catalítico, proporcionando pelo menos 70% de conversão do eteno, melhor sele£ tividade e uniformidade de temperatura. Uma vantagem importante desta técnica é o controlo inerente do tamanho das bolhas e da duração média das características da bolha. Bolhas da mistura reaccional gasosa são pequenas, aleatórias e de curta duração , obtendo-se como resultado um bom contacto entre os reagentes gasosos e as partículas de catalisador solido.

Uma diferença significativa entre o processo de acordo com a presente invenção e os processos de conversão da técnica anterior reside no facto de se optimizar o funcionamento do sistema de fluidização turbulento para produzir o produto líquido

Cç , com um elevado índice de octano e com um bom rendimento. A velocidade espacial horaria em peso e o contacto uniforme propor cionam um controlo apertado do tempo de contacto entre as fases de vapor e solida, tipicamente cerca de 3 a 15 segundos. Outra vantagem de se trabalhar dessa maneira reside no facto de se poder controlar o tamanho das bolhas e o seu tempo de duração, evitando assim que o gãs atravesse o reactor em larga escala.

Quando a velocidade superficial do gas ê aumentada no ca. so do leito denso, ocorrem eventual mente condições de morosidade e com um posterior aumento da velocidade superficial do gãs o fljtf xo moroso laminar cai num sistema turbulento. A velocidade de transição à qual este sistema turbulento ocorre parece diminuir com o tamanho das partículas. 0 sistema turbulento estende-se desde a velocidade de transição ate a obtenção da chamada velocj_ dade de transporte como se descreve na Patente Norte-Americana N9 4 547 616 de Avidan et al. Quando se aproxima a velocidade de transporte, hã um acentuado aumento na proporção de arrastamento de partículas e, na ausência de reciclagem de sólidos, o leito podia rapidamente esvaziar-se.

Alguns parâmetros uteis contribuem para a fluidização no sistema turbulento pelo processo de acordo com a presente invenção. Quando se emprega um catalisador de zeólito do tipo ZSM-5 sob a forma de pÕ fino esse catalisador pode compreender o zeo1ito apropriadamente ligado ou impregnado num suporte adequado com uma densidade de sólidos (peso das partículas individuais representativas dividido pelo seu volume exterior aparente) compreendido dentro do intervalo de 0,6 - 2 g/cm , preferivelme_n te, 0,9 - 1,6 g/cm³. As partículas dos catalisadores podem encon

trar-se dentro duma larga gama de tamanhos de partículas até cer ca de 250 Jlm com um tamanho médio das partículas entre cerca de 20 e 100 pm, preferivelmente dentro do intervalo de 10 - 150 jjm e com o tamanho médio das partículas entre 40 e 80 pm , Quando essas partículas sólidas são colocadas num leito fluidizado em que a velocidade superficial do fluido ê igual a 0,3 - 2 m/s, obtém-se o funcionamento em sistema turbulento. Os peritos no assunto sabem que, para pressões maiores, se pode empregar uma menor velocidade do gãs para garantir o funcionamento no sistema de fluidização turbulento.

reactor pode assumir qualquer configuração tecnicamente praticável mas é necessário tomar em consideração diversos critérios importantes. 0 leito de catalisador no reactor pode ter pelo menos cerca de 5 - 20 metros de altura, preferivelmente cer ca de 9 metros. Partículas finas podem ser incluídas no leito especialmente devido ao atrito e os finos podem ser arrastados no fluxo gasoso do produto. Um leito turbulento típico pode ter um arrastamento de catalisador igual a cerca de 1,5 vezes a quantidade que existe na zona de reacção por hora. Se a fracção de finos se torna grande, uma parte das partículas arrastadas pode ser retirada do sistema e substituída por partículas de maiores dimensões. E praticável ter um separador de partículas finas, tal como um ciclone e/ou um filtro, colocado dentro ou fora do reac tor para recuperar o arrastamento de catalisador e devolver continuamente esta fracção para o fundo da zona de reacção para recir culação a uma velocidade igual a cerca da quantidade total de ca^ talisador por hora. Opcionalmente, as partículas finas transpor tadas do vaso de reacção arrastadas com o gás efluente podem ser recuperadas por um filtro metálico sinterizado a alta temperatura

de funcionamento.

Este processo pode ser utilizado com qualquer fluxo do processo que contenha uma quantidade suficiente de olefinas leves e parafina. Por exemplo, pode ser usado para processar gas combustível sub-produto do processo FCC que tipicamente contêm cerca de 10 a 40% em peso total de eteno e propeno. Realizam-se ensaios experimentais utilizando um catalisador de ZSM-5 para demonstrar o processo de acordo com a presente invenção. A unidade contendo o leito fluidizado pode ser operada numa larga gama das variáveis de processo e de actividade do catalisador.

Operação do Reactor

Uma unidade do reactor típica emprega uma zona do catalj_ sador controlada pela temperatura com permutas de calor indirectas e/ou arrefecimento com gãs apropriado, pelo que a reacção exotérmica pode controlar-se cuidadosamente para evitar uma temperatura excessiva acima dos valores de funcionamento usuais de cerca de 315°C até 510°C, preferivelmente a uma temperatura média do reactor de 315°C a 430°C. A conservação de energia no sistema pode utilizar pelo menos uma porção de energia térmica libertada exotermicamente no reactor trocando o efluente quente do reactor com os fluxos de alimentação e/ou reciclagem , Permutadores de calor opcionais podem recuperar calor do fluxo efluente antes de se realizar o fraccionamento. Parte de todo o calor da reacção pode ser removido do reactor sem usar os tubos de permuta de calor indirectos usando alimentação fria, pelo que a temp£ ratura do reactor possa ser controlada ajustando a temperatura da alimentação. Os tubos permutadores de calor internos podem ainda ser utilizados como chicanas internas que baixam o diâmetro

hidráulico do reactor e proporcionam a realização duma mistura axial e radial.

A velocidade espacial horária em peso (WHSV), com base nas olefinas totais existentes na fracção de alimentação fresca é cerca de 0,1 - 5 WHSV. Os sistemas de fraccionamento do produto típicos são descritos nas Patentes Norte-Americanas N<? 4 456 779 e 4 504 693 (Owen et al.). Nos Exemplos 1 - 3 , encontram-se indicados os resultados típicos obtidos num reactor em leito fluido.

EXEMPLO 1

Condições do Reactor:

Temperatura

Pressão

WHSV de olefinas

Sem Reciclagem

370°C

410 kPa

0,5

Composição de Alimentação, % em peso

Hi drogeni o

10,7

Eteno

89,3

Rendimentos dos Produtos

Metano0,1

Etano1,9

Eteno11,7

Propano7,3

Propeno5,0

Isobutano

10,6 n-Butano

4,4

Butenos

7,6

Hidrocarbonetos Cg

51,4 +

Propriedades dos Hidrocarbonetos Cg índice de R+0 Octano

93,2

Densi dade

0,74

EXEMPLO 2

Condições do Reactor:

Temperatura

370°C

Pressão

1200 kPa

WHSV de olefina

0,4

Sem Reciclagem

Composição da Alimentação, % em Peso

Azoto	65,8
Hi drogeni o	0,8
Eteno	14,7
Propeno	18,7
Rendimentos dos Produtos
Metano	0,1
Etano	1 ,4
Eteno	3,6
Propano	8,9

-22/ í

Ρ'^!ϊ

Rendimentos dos Produtos (Cont.)

Propeno	2,8
Isobutano	12,8
n-Butano	6,0
Butenos	5,7
Hidrocarbonetos C₅	58,7
Propriedades dos Hidrocarbonetos c/
índice de R+0 Octano	93,2
Densi dade	0,74
EXEMPLO	3
Condições do Reactor:
Temperatura	370°C
Pressão	1200 Kp
WHSV de Olefinas	0,4
Proporção de Reciclagem Mol/Mole 1,4
Composição da Alimentação,
% em peso
Azoto	65,8
Hi drogéni o	0,8
Eteno	14,7
Propeno	18,7
Rendimento dos Produtos
Metano	0,1
Etano	0,7
Eteno	6,0
Propano	4,7

Rendi mento dos Produtos(cont.)

Propeno	3,0
Isobutano	9,9
n-Butano	3,6
Butenos	6,3
Hidrocarbonetos Cg	65,7

Propriedades dos Hidrocarbonetos Cg ⁺ índice de R+0 Octano 90,3

Densidade 0,73

Exemplo 1 refere-se a uma alimentação que contém apenas eteno e hidrogénio. 0 Exemplo 2 refere-se a uma alimentação que contém azoto, hidrogénio, eteno e propeno. 0 Exemplo 3 é semelhante ao Exemplo 2, mas uma parte substancial do produto C^ , é recirculada para tras para o reactor. Os rendimentos de Cg⁺são maiores e as necessidades de compensação do catalisador são menores no caso do Exemplo 3 em comparação com o Exemplo 2.

Obtêm-se maiores rendimentos em isobutano e maiores índj_ ces de octano da gasolina a temperaturas mais elevadas, pressões menores e uma actividade do catalisador maior. Isso é verificado no Exemplo 4 e nas representações gráficas das FIGURAS 2,3, 4 e 5.

Os rendimentos de C^⁺ e Cg⁺ e o respectivo índice de octano da fracçao Cg sao representados graficamente em função do índice de rigor da reacção (proporção de propano para propeno) nas FIGURAS 2 e 3. Nas FIGURAS 4 e 5, representam-se graficamente os rendimentos e os índices dos numeros de octano de in

vestigação e do motor em função da conversão do eteno. Tanto a conversão do eteno como o índice da reacção podem ser utilizados para caracterizar o rigor da reacção.

isobutano produzido, usualmente mais do que 10% em peso, pode ter um impacto significativo no rendimento de alquilatos potencial, dependendo da situação de alimentação de isobutano njj ma refinaria de petróleo. 0 rendimento máximo (Cg⁺ mais alquilatos) pode conseguir-se a uma temperatura de conversão compreen^ dida entre 350 e 415°C. A flexibilidade do leito fluido para controlar a temperatura de reactor sob condições da r.eacção exotermica permite um ajustamento fácil para se atingir a estrutura de rendimento óptimo. A unidade de conversão do gás combustível proposto pode adaptar-se a uma instalação de gás FCC já existente, com uma lavagem com aminas adequadas para separar a maior parte dos compostos de enxofre prejudiciais tal como F^S.

EXEMPLO 4

Condições do Reactor:

Pressão psig

Velocidade espacial de olefinas

Composição da alimentação, % em peso :

Hidrogénio

Eteno

Temperatura do Reactor, °C

Conversão do eteno, % em peso

410 Kpa em peso

0,4 psig

10,7

89,3

340 370 400 425

70,8 88,4 96,5 96,8

Rendimento, % em peso

Propeno	5,0	4,8	3,6	3,9
Buteno	9,5	7,4	4,1	3,8
Isobutano	5,9	11,4	15,3	14,4
C₅ ⁺ HC	43,1	50,9	48,1	42,9
Cg⁺ HC R+0 Octano	89,0	93,4	96,8	98,3
C₅ ⁺ mais potencial má
ximo de refinação de
alquilato com
excesso de iC^	74,3	77,4	65,0	59,9
falta de iC^	54,7	73,3	78,2	71,2

A utilização dum reactor em leito fluido neste processo permite obter diversas vantagens em relação ao reactor em leito fixo. Devido à regeneração contínua do catalisador, o funcionamento do reactor em leito fluido não e adversamente afectado por oxigenar, contaminantes que contêm oxigénio, enxofre e/ou azoto existentes no gás combustível da instalação FCC. Alem disso, o elevado rendimento em isobutano no funcionamento dum reactor em leito fluido pode constituir uma vantagem significativa nas refinarias em que existe pequena quantidade de isobutano.

A temperatura de realização da reacção pode ser controlada ajustando a temperatura de alimentação de modo que a variação de entalpia equilibre o calor da reacção. A temperatura de alimentação pode ser ajustada por meio de um prê-aquecedor da alimentação, um permutador de calor entre a alimentação e o produto ou por uma combinação de ambos. Uma vez que as composições de alimentação e do produto tenham sido determinadas, usando por

exemplo um cromatógrafo em fase gasosa ligado em série, a temperatura de alimentação necessária para manter a temperatura do reactor pretendida e a consequente conversão da olefina pode ser facilmente calculada a partir do balanço térmico do sistema. Numa unidade comercial, isto pode ser feito automaticamente por té cnicas de controlo do estado da técnica. 0 exemplo 5 mostra um balanço térmico para um caso particular em que a temperatura do reactor está a ser controlada a 400°C. 0 reactor é equilibrado termicamente mediante pré-aquecimento controlado da alimentação a cerca de 135°C.

EXEMPLO 5

Composição, !	5 peso	Gás de Alimentação	Efluente
n₂		0,9	0_;,9
^C1		18,7	18,7
^C3		17,2	17,5
^c ₂=		15,4	2,1
^C3		6,5	9,2
^C3=		16,5	1,8
^iC4		3,8	7,9
nC₄		0,8	2,7
c₄o		3,9	3,1
C ⁺		3,8	23,6
^NZ		10,3	10,3
CO		2,2	2,2

100

HF¹'·:

Condições do Reactor

Temperatura, 0°C

Pressão

WHVS de olefina

400

1200 KPa

0.4

Tendo a invenção sido apresentada descrevendo formas de realização referidas, não hã a intenção de que o conceito da invenção seja limitado de maneira diferente das reivindicações que se seguem.

Claims

Reivindicações

1.- Processo catalítico em leito fluidizado para a conversão de uma alimentação gasosa olefínica leve compreendendo pelo menos 2 % em moles de eteno e um teor total de alceno em ^C2^-C3 de até 40 % em peso, para se obter hidrocarbonetos ricos em alifáticos C^⁺ e aromáticos, caracterizado pelo facto de compreender as operações que consistem em:

- manter um leito fluidizado turbulento em um reactor que trabalha a uma pressão compreendida entre 410 e 2500 kPa e a uma temperatura compreendida entre 315° e 510°C, sendo o mencionado catalisador uma zeólite em partículas tendo uma proporção molar sílica: alumina compreendida dentro do intervalo de 20 : 1 a r 3

200 : 1 , um peso volúmico aparente das partículas de 0,9 a 1,6 g/cm , um intervalo de dimensões de 20 a 100 micra e um tamanho médio das partículas de catalisador de 20 a 100 micra contendo cerca de 10 a 25 por cento em peso de partículas finas tendo um tamanho das partículas menor do que 32 y<m;

- fazer passar a alimentação de gás olefínico leve, na ausência substancial de propano adicionado, para cima através do leito de catalisador fluidizado numa única passagem sob condições de fluxo turbulento que proporcionam condições de severidade de realização da reacção suficientes para transformar pelo menos cerca de 70 % do eteno da alimentação;

- manter as condições de leito fluidizado turbulento com

L /

uma velocidade superficial da alimentação compreendida entre

0,3 e 2 metros por segundo através do leito do reactor que tem um peso volúmico médio do leito fluidizado, medido no fundo da

3 zona da reacção, compreendido entre 300 e 500 Kg/m ; e

- recuperar um produto hidrocarbonado contendo uma parte principal de hidrocarbonetos em C^⁺ , pelo menos 6 % de isobutano e contendo propano e propeno em uma proporção compreendida entre 0,2 : 1 e 5 : 1.
2. - Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo facto de o catalisador compreender uma zeólite ácida de metassilicato silicioso tendo a estrutura de zeólite ZSM-5 e uma proporção sílica: alumina compreendida dentro do intervalo de 25 : 1 a 70 : 1.
3. - Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo facto de a alimentação consistir essencialmente em gás leve de craqueamento que compreende cerca de 2 a 40 % de eteno e de o citado turbulento ter uma altura fluidizada igual e pelo menos 7 metros.
4. Processo aperfeiçoado para a conversão contínua da alimentação de hidrocarboneto leve contendo eteno em produtos hidrocarbonados mais pesados, de acordo com o qual se faz contactar a alimentação com um leito fluidizado de catalisador de zeólite em condições de conversão, sendo o aperfeiçoamento caracterizado pelo facto de compreender:

- a manutenção do leito de catalisador fluidizado com um peso volúmico determinado no fundo da zona de reacção compreendido

s.,.......

β' entre 300 e 500 Kg/m , a uma pressão compreendida dentro do intervalo de 410 até 2 500 kPa e a uma temperatura compreendida dentro do intervalo de 315° até 510°C, em uma coluna de reactor vertical tendo uma zona de reacção turbulenta, fazendo passar uma alimentação de gás contendo pelo menos 2 % em moles de eteno e um teor total de alceno em compreendido entre 10 e 40 % em peso para cima através da zona de reacção enquanto se mantém uma velocidade superficial maior do que aquela à qual o caudal de passagem se interrompe mas menor do que a velocidade de transporte para as partículas de catalisador médias em que a proporção molar sílica: alumina está compreendida dentro do intervalo de 20 : 1 até 200 : 1 ; e

- a remoção de uma parte do catalisador carregado de coque da zona da reacção, regenerando por oxidação o catalisador removido e fazendo retornar o catalisador regenerado para a zona de reacção com uma taxa suficiente para manter um índice de severidade da reacção expresso como a proporção em peso propano: propeno no produto hidrocarbonado compreendido entre 0,2 : 1 e 5 : 1, sendo convertida pelo menos 70 % da alimentação de eteno.
5.- Processo de acordo com a reivindicação 4, caracterizado pelo facto de a velocidade superficial da alimentação de vapor ser de 0,3 - 2 m/segundo; a temperatura de realização da reacção estar compreendida entre cerca de 315° e 510°C; a velocidade espacial horária em peso (com base na quantidade equivalente de olefina e na quantidade total de catalisador) estar compreendida entre 0,1 e 5; e a proporção em peso alcano : alceno em estar com preendida entre 0,2 : 1 e 5 : 1.
6. - Processo de acordo com a reivindicação 4, caracterizado pelo facto de o catalisador consistir essencialmente numa zeólite de pentasil de poros médios tendo um valor de alfa aparente compredido entre 15 e 80 e um tamanho médio das partículas compreendido entre 20 e 100 micra e incluir pelo menos 10 por cento em peso de partículas finas tendo um tamanho menor do que 32 micra.
7. - Processo de acordo com a reivindicação 6, caracterizado pelo facto de as partículas de catalisador compreenderem 5 a 95 por cento em peso de zeólite ZSM-5 tendo um tamanho dos cristais compreendido entre 0,02 e 2 micra .
8. - Processo de acordo com a reivindicação 4, caracterizado pelo facto de o referido material de alimentação consistir essencialmente em hidrocarbonetos leves gasosos em C^-C^ de craqueamento.
9. - Processo de acordo com a reivindicação 8, caracterizado pelo facto de a pressão parcial da olefina ser pelo menos igual a 50 kPa.
10. - Processo de acordo com a reivindicação 4, caracterizado pelo facto de o produto hidrocarbonado em ser separado do produto em Cj-⁺ e ser reciclado para o reactor com uma proporção de reciclagem compreendida entre 0,1 : 1 e 5 : 1 moles/mole em relação à alimentação fresca.
11.- Processo de acordo com a reivindicação 4, caracterizado pelo facto de a coluna do reactor conter tubos de permuta de calor verticais, horizontais ou uma combinação de tubos verticais e horizontais de permuta de calor para remover o calor da reacção e controlar a temperatura de realização da reacção.

/
12, - Processo de acordo com a reivindicação 11, caracterizado pelo facto de os tubos permutadores de calor diminuirem o diâmetro hidráulico efectivo do reactor, diminuirem a mistura radial e axial no reactor e melhorarem a eficiência do reactor, pelo que a eliminação do calor da reacção e o controlo da temperatura do reactor são melhorados controlando a temperatura da alimentação mediante permuta de calor com o efluente do reactor e/ou com um aquecedor suplementar.
13, - Processo de acordo com a reivindicação 4, caracterizado pelo facto de se medir a quantidade de produto hidrocarbonado gasoso para determinar a proporção propano: propeno e de se ajustarem as condições de severidade da reacção de maneira a manter a proporção em peso propano: propeno compreendida entre 0,2 : 1 e

50 : 1.
14, - Processo aperfeiçoado para a conversão contínua de alimentação hidrocarbonada leve contendo eteno em produtos hidrocarbonados mais pesados, de acordo com o qual se faz contactar a alimentação com um leito fluidizado de catalisador de zeólite sob condições de conversão, sendo o aperfeiçoamento caracterizado pelo facto:

- de se fazer passar o referido gás de alimentação que consiste essencialmente em hidrocarbonetos em e mais leves para cima através de um leito fluidizado numa coluna de um reactor vertical que tem uma zona de reacção turbulenta, enquanto se mantém uma velocidade superficial compreendida dentro do intervalo de 0,3 a 2 metros por segundo de tal maneira que as partículas de catalisador em que a proporção molar sílica : alumina está compreendida dentro do intervalo de 20 : 1 e 200 : 1 são mantidas num regime turbulen to;

- de se manter um peso volúmico médio, medido no fundo do leito fluidizado, compreendido dentro do intervalo de 300 a

500 kg/m , a uma pressão compreendida dentro do intervalo de

410 kPa até 2 500 kPa e uma temperatura compreendida entre 315° e 510°C;

- de se retirar uma parte de catalisador carregado de coque da zona de reacção, de se regenerar o catalisador retirado por oxidação e de se reciclar o catalisador regenerado para o leito fluidizado com uma taxa suficiente para se manter um indíce de severidade da reacção, expresso como a proporção em peso propano:

jpropeno no produto hidrocarbonado obtido, compreendido entre

0,2 : 1 e 5 : 1, pelo que se transforma pelo menos 70 % da alimentação de eteno em hidrocarbonetos em C^⁺.
15.- Processo de acordo com a reivindicação 14, caracterizado pelo facto de o catalisador compreender uma zeólite ácida de metalossilicato silicioso tendo a estrutura da zeólite ZSM-5 e uma proporção sílica: alumina compreendida dentro do intervalo de 25 : 1 a 70 : 1.