ES2872100T3 - Proceso y equipo de craqueo catalítico fluido para la producción de destilados medios de baja aromaticidad - Google Patents
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Abstract
Un proceso de craqueo catalítico fluido que utiliza un reactor para la producción de destilados medios de aromaticidad baja, por debajo del 5 % en peso de aromáticos C10/C11, a partir de una alimentación que comprende hidrocarburos pesados, comprendiendo el proceso: poner en contacto la alimentación con un catalizador de craqueo durante un tiempo de al menos 30 segundos, realizar el craqueo catalítico a una temperatura de reacción en el intervalo de 500 °C a 580 °C, y realizar el craqueo catalítico a una relación en masa de catalizador/petróleo en el intervalo de 8 a 15; en donde el proceso usa un reactor de lecho denso; en donde el catalizador está formulado con materiales que poseen características básicas, o baja acidez prótica, elegidos del grupo formado por hidróxidos y óxidos de metales de transición, derivados mixtos de hidróxidos u óxidos, arcillas catiónicas y aniónicas, fosfatos, hidroxifosfatos y fosfatos de sílice-alúmina, dopados o tratados térmicamente y/o químicamente; en donde los materiales que poseen características básicas son tales que, cuando se miden mediante desorción de CO2 programada a temperatura controlada por espectrometría de masas, desprenden al menos 50 micromoles de CO2/g de catalizador cuando las muestras se precalientan in situ a 5 °C/min hasta 600 °C bajo un flujo de helio y se mantienen a esta temperatura durante una hora; después se enfrían a temperatura ambiente; después el flujo de CO2 se deja entrar en la cámara para permitir la adsorción durante otra hora; y después el flujo de CO2 se interrumpe y se utiliza un flujo de helio para eliminar el CO2 adsorbido físicamente, mientras que la temperatura se eleva hasta 450 °C a una velocidad de calentamiento de 20 °C/min mientras se registra la desorción del CO2 quimisorbido; en donde los materiales que poseen baja acidez prótica son tales que su acidez de Brönsted no es mayor de 50 micromoles de propileno por gramo de catalizador, cuando se determina usando desorción de n-propilamina programada por temperatura en un instrumento de Micromeritics TPD/TPR 2900 acoplado con un espectrómetro de masas, de acuerdo con el método descrito por O. Kresnawahjuesa et al. en Catal. Letters 82 (2002) 155, después de ser pretratado bajo un flujo de vapor al 100 % a 788 °C durante 5 horas en un vaporizador de lecho fijo; y en donde el catalizador de craqueo es de baja actividad, de manera que el catalizador logre una conversión de la alimentación del proceso de craqueo catalítico fluido de como máximo un 40 % con una relación de catalizador/petróleo de aproximadamente 10, una temperatura de reacción de 540 °C y un tiempo de contacto de la alimentación con el catalizador de menos de 10 segundos.
Description
DESCRIPCIÓN
Proceso y equipo de craqueo catalítico fluido para la producción de destilados medios de baja aromaticidad
Campo de la invención
La presente invención se refiere a un proceso de craqueo catalítico fluido (FCC), para la producción de destilados medios de baja aromaticidad, en ausencia de hidrógeno añadido, a partir de materias primas de hidrocarburos pesados de diversos orígenes.
Antecedentes de la invención
El propósito del proceso FCC es convertir hidrocarburos líquidos de alto peso molecular, que generalmente tienen un punto de ebullición inicial (IBP) en el intervalo de 320 °C a 390 °C, o más, y densidades típicas en el intervalo de 8 a 28 °API, tal como los efluentes de refinerías de petróleo producidos a partir de cortes laterales de torres de vacío, llamado gasóleo de vacío pesado (HVGO), o desde la parte inferior de las torres atmosféricas, llamado residuo atmosférico (ATR), o mezclas de estos efluentes, a fracciones de hidrocarburos ligeros tales como gasolina (IBP de alrededor de 30 °C) y gas licuado de petróleo (GLP) (presión de vapor máxima de 15 kgf/cm2 a 37,8 °C). Las etapas del proceso FCC son bien conocidas por un experto en la materia y se describen en diversos documentos de patente. El proceso descrito en la patente brasileña PI 9303773-2 se considera particularmente importante.
A pesar de la larga existencia del proceso FCC, hay una búsqueda constante de formas de mejorar el proceso, aumentando la producción de derivados de mayor valor añadido, tales como gasolina y GLP. En general, se puede decir que el principal objetivo de los procesos FCC es maximizar la producción de estos derivados de mayor valor.
Se obtiene la maximización de dichos derivados de mayor valor, básicamente, de dos maneras. En primer lugar, aumentando la denominada "conversión", que corresponde a la reducción de la producción tanto de productos pesados (petróleo clarificado) como de petróleo de ciclo ligero (LCO). En segundo lugar, reduciendo los rendimientos de coque y gas combustible, es decir, una menor "selectividad" del proceso con respecto a dichos derivados de mayor valor.
La menor producción de gas combustible y coque, al aumentar la selectividad del proceso para GLP y gasolina, tiene como consecuencias beneficiosas adicionales, el uso de sopladores de aire más pequeños y compresores de gas húmedo, máquinas de gran tamaño con alto consumo energético y, en general, limitando la capacidad de las unidades FCC. Además, es económicamente ventajoso promover incrementos en productos de mayor valor añadido.
Un aspecto importante a considerar es el posible beneficio o necesidad de incrementar la producción de GLP según las necesidades del refinador.
Un experto en la materia sabe bien que un aspecto importante del proceso es el contacto inicial del catalizador con la alimentación, lo que tiene una influencia decisiva sobre la conversión y la selectividad del proceso al generar productos de alto valor. En el proceso FCC, la alimentación de hidrocarburos precalentada se inyecta cerca del fondo de una zona de conversión o "tubo ascendente", donde entra en contacto con la corriente de catalizador regenerado, del cual recibe una cantidad de calor suficiente para vaporizarlo y suplir los requerimientos de las reacciones endotérmicas que predominan en el proceso. El tubo ascendente es un tubo vertical largo que tiene dimensiones en unidades industriales de aproximadamente 0,5 m a 2,0 m de diámetro, con una altura de 25-40 m, donde tienen lugar las reacciones químicas.
Después del tubo ascendente, el catalizador gastado, con coque depositado en su superficie y en sus poros, se separa de los productos de reacción y se envía al regenerador para quemar el coque para restaurar su actividad y generar calor que, transferido por el catalizador al tubo ascendente, será utilizado por el proceso.
Las condiciones imperantes en el punto de introducción de la alimentación en el tubo ascendente son decisivas para los productos que se forman en la reacción. En esta región se produce la mezcla inicial de la alimentación con el catalizador regenerado, el calentamiento de la alimentación hasta el punto de ebullición de sus componentes y la vaporización de la mayor parte de estos componentes. El tiempo de residencia total típico de los hidrocarburos en el tubo ascendente es de aproximadamente 1 a 4 segundos.
Para que tengan lugar las reacciones de craqueo catalítico, es necesario que la vaporización de la alimentación en la región de mezcla con el catalizador tenga lugar rápidamente. Esto es para que las moléculas de hidrocarburo vaporizadas puedan entrar en contacto con las partículas del catalizador, cuyo tamaño es de aproximadamente 70 micrómetros, permeen a través de los mesoporos y microporos del catalizador y reaccionen en los sitios ácidos. Si no se logra esta rápida vaporización, se produce el craqueo térmico de las fracciones líquidas de la alimentación.
Se sabe que el craqueo térmico promueve la formación de subproductos tales como coque y gas combustible, principalmente en el craqueo de las alimentaciones residuales. El coque envenena los sitios ácidos y eventualmente puede bloquear los poros del catalizador. Por lo tanto, el craqueo térmico en la parte inferior del tubo ascendente
compite indeseablemente con el craqueo catalítico, que es el propósito del proceso.
La optimización de la conversión de la alimentación normalmente requiere la máxima eliminación del coque del catalizador en el regenerador. La combustión del coque puede tener lugar en condiciones de combustión parcial o combustión completa.
En la combustión parcial, los gases producidos por la combustión del coque están constituidos principalmente por CO2, CO y H2O y el contenido de coque en el catalizador regenerado es del orden de 0,1 a 0,3 % en peso. En la combustión incompleta, llevada a cabo en presencia de un mayor exceso de oxígeno, prácticamente todo el CO producido en la reacción se convierte en CO2.
La reacción de oxidación de CO a CO2 es altamente exotérmica, con el resultado de que se produce una combustión completa con una considerable liberación de calor, que conduce a temperaturas de regeneración muy altas. La combustión completa produce un catalizador que contiene menos del 0,1 % en peso y, preferentemente menos del 0,05 % en peso de coque, y es, en este sentido, más ventajosa que la combustión parcial, compensando una relación más baja de catalizador/petróleo. La explicación de este hecho es que la combustión completa favorece la regeneración del catalizador y lo hace más activo, además de evitar el uso de una costosa caldera para la posterior combustión del CO.
El aumento de coque en el catalizador gastado da como resultado un aumento de la combustión de coque en el regenerador por unidad de masa de catalizador en circulación. En unidades FCC convencionales, el calor se elimina del regenerador a través del gas de combustión y, más eficazmente, mediante la corriente de catalizador regenerado caliente. Un aumento en el contenido de coque en el catalizador gastado aumenta la temperatura del catalizador regenerado y la diferencia de temperatura entre el regenerador y el reactor.
Por lo tanto, una reducción en el flujo de catalizador regenerado al reactor, generalmente denominada tasa de circulación del catalizador, es deseable para satisfacer la demanda térmica del reactor y mantener la misma temperatura de reacción. Sin embargo, la menor velocidad de circulación del catalizador requerida por la mayor diferencia de temperatura entre el regenerador y el reactor da como resultado una reducción de la relación catalizador/petróleo, disminuyendo la conversión, pero disminuyendo también la deposición de coque en el catalizador, a diferencia del efecto inicial de aumento en el contenido de coque.
Por tanto, la circulación de catalizador desde el regenerador al reactor está determinada por la demanda térmica del tubo ascendente y por la temperatura que se establece en el regenerador, que depende de la producción de coque. Como el coque producido en el tubo ascendente se ve afectado por dicha circulación de catalizador, se concluye que el proceso de craqueo catalítico funciona en condiciones de equilibrio térmico y, por las razones expuestas, el funcionamiento a una temperatura de regeneración muy alta no es deseable.
Como norma, con los catalizadores de FCC modernos, las temperaturas del regenerador y, por lo tanto, del catalizador regenerado, se mantienen por debajo de 760 °C, preferentemente por debajo de 732 °C, ya que la pérdida de actividad sería muy grave por encima de este valor. El intervalo operativo deseable es de 685 °C a 710 °C. El valor más bajo viene dictado principalmente por la necesidad de asegurar una combustión adecuada del coque.
Con el procesamiento de alimentaciones cada vez más pesadas, existe una tendencia a que la producción de coque aumente y el funcionamiento con combustión completa requiere la instalación de enfriadores de catalizador para mantener la temperatura del regenerador dentro de límites aceptables. Generalmente, los enfriadores de catalizador eliminan el calor de una corriente de catalizador del regenerador, devolviendo una corriente de catalizador sustancialmente enfriada a este recipiente.
Diversos trabajos en la literatura de patentes proponen inyectar corrientes auxiliares, tal como agua u otras fracciones de petróleo, en los tubos ascendentes en un punto por encima del punto de inyección de la alimentación principal a craquear, con el objetivo de promover un aumento de la temperatura de la mezcla en la región de inyección de la alimentación, con el objetivo de aumentar el porcentaje de las alimentaciones residuales vaporizadas, sin alterar la temperatura de salida del tubo ascendente.
Este enfoque se describe en la patente de EE. UU. 4.818.372, que divulga un aparato para FCC con control de temperatura que incluye un reactor ascendente o descendente, dispositivo para introducir la alimentación de hidrocarburos a presión y en contacto con un catalizador de craqueo regenerado, y al menos un dispositivo para inyectar un fluido auxiliar aguas abajo de la zona del reactor donde la alimentación y el catalizador entran en contacto, por lo que se afirma que se alcanza una temperatura más alta en la región de mezcla de la alimentación con el catalizador. Esta patente utiliza un fluido externo inerte cuyo efecto principal es el enfriamiento de la región de inyección de dicho fluido, con control de temperatura y aumento de la circulación del catalizador.
De acuerdo con la descripción en la Patente de Estados Unidos 4.818.372, se inyecta una corriente externa por separado en un punto superior del tubo ascendente con el fin de controlar el perfil de temperatura de este último, para mantener la sección inicial del tubo ascendente a una temperatura relativamente más alta sin alterar la temperatura
de la parte superior del tubo ascendente (temperatura de reacción o TRX). Este control también se puede lograr reciclando nafta pesada, como se da a conocer en patente de EE. UU. 5.087.349.
Con este mismo objetivo, la patente de EE.UU. 5.389.232 da a conocer el reciclado de nafta pesada en los puntos superiores del tubo ascendente.
La patente de EE.UU. 4.764.268 sugiere inyectar una corriente de LCO en la parte superior del tubo ascendente con el objetivo de minimizar las reacciones de sobrecraqueo de la nafta.
Una alternativa similar, dada a conocer en la patente de EE. UU. 5.954.942, tiene como objetivo un aumento de la conversión, por "templado" o enfriamiento rápido con una corriente auxiliar de vapor en la región superior del tubo ascendente.
La publicación WO 93/22400 menciona la posibilidad de inyección, a lo largo del tubo ascendente, de un producto craqueado, tal como LCO, con el objetivo de enfriar el tubo ascendente y, consecuentemente, promover un aumento en la circulación del catalizador y permitir la mejora del desempeño de los aditivos basados en ZSM-5.
El documento US 4.149.964 divulga un método para inyectar una alimentación de hidrocarburos en una zona de conversión catalítica mediante el cual se reducen las temperaturas de la pared dentro de la zona de conversión y se minimiza el sobrecraqueo de la alimentación de hidrocarburos.
El documento EP 0303 393 divulga un proceso de combustión fluidizada para eliminar el coque de un material en forma de partículas. El material se fluidiza en una primera zona y una segunda zona y el coque del material en forma de partículas se quema en la primera zona para producir un gas de combustión que contiene CO. Las condiciones en la primera zona son tales que el CO puede convertir los NOx en el gas de combustión en nitrógeno. Después, el gas de combustión pasa de la primera zona a la segunda zona y se proporciona un promotor de combustión de CO en la segunda zona para convertir CO en CO2.
El documento US 4.328.384 divulga un método en el que se convierten alcoholes y compuestos oxigenados relacionados en un reactor vertical y se hace circular un lecho de catalizador fluido denso (catalizador de zeolita ZSM-5) a través de una pluralidad de zonas de enfriamiento por arrastre satélite para el control de temperatura. El catalizador utilizado comprende de 5 a 20 por ciento en peso de coque para las características de actividad y selectividad que promueven la formación de olefinas y aromáticos a temperaturas por debajo de aproximadamente 427 °C.
El documento WO 2007/082629 divulga composiciones catalíticas para el craqueo de fracciones de petróleo crudo. Las composiciones catalíticas comprenden un material básico cuando se utiliza en un proceso FCC, las fracciones de LCO y HCO resultantes tienen niveles bajos de aromáticos.
El documento US 2004/0104148 divulga un aparato y un proceso para controlar la velocidad espacial en un reactor de conversión catalítica fluidizado. La velocidad de flujo del catalizador se ajusta durante el proceso de la reacción para ajustar la velocidad espacial y mantener un régimen de flujo fluidizado rápido en el mismo.
Teniendo en cuenta el aumento de la demanda de destilados medios de alta calidad, en detrimento del mercado de la gasolina, que es el principal producto de FCC convencional, se han discutido cambios en el modo de operación de la unidad FCC, con el objetivo de incrementar la producción de LCO. Varios artículos técnicos discuten cambios en el sistema catalítico y en las variables del proceso, para lograr una reducción en la severidad del proceso, con el fin de incrementar el rendimiento de las fracciones medias y reducir el contenido de aromáticos en dicha fracción. Se incluyen las siguientes, entre las condiciones de funcionamiento:
- reducción de la temperatura de reacción;
- reducción de la relación catalizador/petróleo;
- reducción de la actividad catalítica.
Todas estas medidas tienen como objetivo reducir la conversión, con el consiguiente aumento de la producción de petróleo decantado.
Algunas referencias importantes sobre este tema se enumeran a continuación.
a) "Distillate yield from the FCC: process and catalyst changes for maximization of LCO", Catalysts Courier, R. W. PETERMAN;
b) Hydrocarbon Publishing Company 2004, "Advanced Hydrotreating and hydrocarbon technology to produce ultra 2-clean diesel fuel";
c) "Studies on maximizing diesel oil production from FCC", Fifth international symposium on the advances in fluid catalytic cracking, (218° encuentro nacional, American Chemical Society, 1999);
d) "New development boosts production of middle distillate from FCC", Oil and Gas Journal (agosto, 1970)".
El LCO es uno de los subproductos del FCC, representando del 15 % al 25 % del rendimiento y correspondiente al intervalo de destilación normalmente entre 220 °C y 340 °C. Normalmente, el LCO tiene una alta concentración de aromáticos, incluso superando el 80 % en peso del total de hidrocarburos presentes en dicha fracción de LCO. En algunas situaciones, es beneficioso hacer funcionar el FCC de tal manera que se maximice el flujo de LCO y, en este caso, es deseable incorporar el LCO en el grupo de gasóleo. La alta concentración de aromáticos en LCO significa que tiene muy malas características de detonación en motores diésel (bajo índice de cetano) y alta densidad. El alto contenido de aromáticos también dificulta la mejora de sus propiedades mediante hidrorefinado o desulfuración.
En la forma más común de operación para maximizar las fracciones medias en FCC, la temperatura de reacción se reduce a valores extremadamente bajos (de 450 °C a 500 °C), se minimiza la circulación de catalizador y se utiliza un catalizador de baja actividad. Todas estas medidas aumentan el rendimiento y mejoran la calidad (disminuyen el contenido de aromáticos) del LCO producido. El problema de este tipo de operación es que al mismo tiempo promueve un aumento de la fracción residual (corte de más de 340 °C) en FCC, normalmente utilizado para fuelóleo de bajo valor.
Operación a bajas temperaturas en la región posterior al tubo ascendente, que es consecuencia de la baja temperatura de reacción, además de perjudicar la eficiencia de rectificación del catalizador, tiene como resultado que fracciones pesadas del producto de FCC se condensan en la superficie de las paredes y en el interior del reactor, que conduce a la formación de coque en las paredes del recipiente separador. El fenómeno de la formación de coque es una característica de los reactores equipados con sistemas de separación rápida, principalmente en unidades que procesan alimentaciones pesadas. La formación de coque a partir de películas finas de condensado continúa a lo largo de la campaña de la unidad y, por lo general, al final hay varias toneladas de coque ocupando una gran proporción del interior del recipiente separador.
Esta formación de coque presenta un grave riesgo de ignición y, por lo tanto, debe eliminarse por completo antes de comenzar los trabajos de mantenimiento en la unidad, causando pérdidas importantes para el refinador, debido al retraso en el calendario resultante de dicha eliminación. También existe la posibilidad de caída de este coque que se ha formado dentro del recipiente separador, durante la campaña, lo que tiende a bloquear el flujo del catalizador, a menudo conduce a un apagado no programado de la unidad. En ambos casos provoca pérdida de ingresos.
La patente de EE.UU. 6.416.656 da a conocer un proceso para aumentar simultáneamente el rendimiento de gasóleo y GLP. En este proceso, la gasolina se vuelve a craquear para aumentar el rendimiento de GLP, inyectándola en un punto por debajo de la boquilla de alimentación. La alimentación del proceso se inyecta en varios puntos a lo largo del tubo ascendente, reduciendo el tiempo de contacto y, por tanto, aumentando el rendimiento de lCo . Sin embargo, la severidad reducida del tubo ascendente de FCC para destilados medios significa que el craqueo de nafta en estas condiciones no es muy efectivo.
El examen de las referencias citadas muestra que la literatura no divulga ni sugiere, por separado o en combinación, las características del proceso resultantes de la investigación realizada por el solicitante, lo que llevó a la elaboración de la presente solicitud.
Ventajosamente, y a diferencia de la técnica anterior, el uso de un reactor que funciona con un largo tiempo de contacto catalizador-petróleo, confiere a la invención la posibilidad de producir un destilado medio de baja aromaticidad, mientras hace funcionar la unidad industrial a temperaturas f Cc convencionales. Esto evita todos los problemas derivados del funcionamiento a bajas temperaturas. Además, hay un resultado de conversión de colas similar a los valores encontrados en unidades industriales que funcionan con valores altos de conversión de proceso. Se consiguen incluso mejores resultados utilizando un reactor de lecho denso combinado con catalizadores de baja acidez o carácter básico.
De manera más específica, la invención se refiere a un proceso de craqueo catalítico que preferentemente emplea sistemas catalíticos de menor actividad que los sistemas catalíticos convencionales, de acidez reducida o de carácter básico, que promueven mecanismos de reacción que modifican la composición de la alimentación, convirtiéndola en hidrocarburos más ligeros y haciendo posible aumentar la producción de hidrocarburos saturados en los productos craqueados. Estos sistemas catalíticos se emplean en un sistema de reacción especial y en condiciones de funcionamiento adecuadas, para alcanzar niveles de conversión similares a los alcanzados en los procesos convencionales de craqueo catalítico y, al mismo tiempo, minimizar la generación de hidrocarburos aromáticos en los productos.
La aplicación de este proceso permite obtener un destilado medio de aromaticidad inferior al 5 % en peso, de productos aromáticos C10/C11 y, por lo tanto, con características adecuadas para su incorporación en el grupo del gasóleo, después del hidroacabado o la desulfuración.
Para la realización de este objetivo, se utiliza un reactor de FCC de lecho denso, que proporciona tiempos de contacto prolongados en los tubos ascendentes, en comparación con el proceso FCC convencional, en el que el reactor tiene dinámica de fluidos de lecho arrastrado. Esto garantiza un nivel de conversión de proceso similar a los niveles procesados en unidades FCC convencionales, que utilizan catalizadores de alta actividad basados en zeolita Y.
Sin embargo, la gran diferencia es la reducida producción de hidrocarburos aromáticos en los productos con aplicación de esta invención. Como resultado de combinar el sistema catalítico adecuado y la configuración de proceso propuesta, hay producción de una corriente de destilados medios con un índice de cetano aproximadamente 15 puntos más alto que el índice de cetano típico de las fracciones de LCO producidas en unidades de FCC convencionales y que tiene un intervalo de punto de ebullición similar al del gasóleo. Además, el proceso produce una gasolina que se puede utilizar como nafta petroquímica, después de la desulfuración.
La presente invención ofrece soluciones a una serie de problemas que surgen del funcionamiento de FCC a baja severidad, ya que funciona con temperaturas de reacción similares a las empleadas en los procesos convencionales de FCC.
Según el concepto de la invención, las condiciones de baja severidad significan una temperatura de reacción en el intervalo de 460 °C a 520 °C. En el caso de alimentaciones pesadas, este intervalo de temperatura de reacción da como resultado una marcada pérdida de eficiencia de rectificación, con efectos significativos sobre el arrastre de hidrocarburos al regenerador y, por lo tanto, sobre el calentamiento de este último.
Además de este efecto, existe la baja demanda térmica del tubo ascendente, dando como resultado una relación en masa de catalizador/petróleo en el intervalo de 3,0 a 6,0, aumentando la producción de petróleo decantado, junto con el aumento acumulativo de la temperatura del regenerador.
En la presente invención, el reactor funciona a las temperaturas empleadas habitualmente en unidades FCC, aumentando la severidad del proceso en función del tiempo de contacto y la relación catalizador/petróleo. Al combinar esta concepción de proceso con catalizadores de baja actividad con acidez reducida o con carácter básico, es posible trabajar con altas conversiones y productos con baja aromaticidad.
La etapa de rectificación del catalizador gastado, para la eliminación de los hidrocarburos residuales, tiene una eficiencia similar a la alcanzada en unidades FCC convencionales, ya que no es necesario hacer funcionar la unidad con temperaturas moderadas para reducir la severidad.
Por consiguiente, la técnica contempla un proceso de craqueo catalítico de alimentaciones pesadas, en ausencia de hidrógeno añadido, utilizando un reactor de lecho denso, que funciona con una alta relación en masa de catalizador/petróleo y tiempos de contacto prolongados, produciendo un destilado medio de baja aromaticidad y bajo rendimiento de petróleo decantado.
Dicho proceso emplea catalizadores que promueven reacciones de craqueo, mientras que inhibe parcialmente la formación de moléculas aromáticas en los productos más ligeros resultantes de la reacción.
El documento WO 2007/082629, también se refiere al fin de maximizar el LCO y la reducción de aromáticos en los productos generados en el proceso FCC, describe el uso de catalizadores que, en función de sus características, podrían aplicarse en la presente invención. Sin embargo, en dicha patente publicada, el proceso tiene lugar preferentemente en dos etapas, donde la primera etapa emplea condiciones de operación moderadas de baja severidad y la segunda usa un catalizador de FCC zeolítico convencional. Por consiguiente, para lograr una alta conversión en el proceso es necesario instalar dos unidades FCC con hardware convencional, es decir, con reacciones de craqueo en los tubos ascendentes.
A diferencia de la publicación anteriormente mencionada, la presente invención proporciona un proceso que realiza la conversión completa en una sola etapa, basado en el uso de un reactor de lecho denso. Además, las condiciones de operación adoptadas se consideran de alta severidad en comparación con los procesos que maximizan los destilados medios, ya que la invención propuesta emplea altas relaciones en masa de catalizador/petróleo y tiempos de contacto extremadamente largos.
Por consiguiente, la presente invención propone una alternativa económicamente más atractiva y que da excelentes resultados en términos de rendimiento y calidad, de acuerdo con el ejemplo dado en el documento. Para resumir, la invención propuesta contempla el uso de un solo sistema catalítico de baja actividad en un proceso con solo una etapa que funciona con un tiempo de contacto extendido, una combinación no prevista en la literatura.
El resultado global del proceso de acuerdo con la presente invención es un aumento en el rendimiento de destilados medios de baja aromaticidad y nafta petroquímica, dicho proceso utilizado para llevar a cabo dicho proceso se describe y reivindica en la presente solicitud.
Sumario de la invención
De acuerdo con la presente invención, se proporciona un proceso de craqueo catalítico fluido como se define en la reivindicación 1.
Este utiliza un reactor para la producción de destilados medios de baja aromaticidad a partir de una alimentación que comprende hidrocarburos pesados, comprendiendo el proceso: poner en contacto la alimentación con un catalizador de craqueo durante un tiempo de al menos 30 segundos.
En los procesos FCC existentes, el tiempo de contacto entre el catalizador de craqueo y la alimentación es de aproximadamente 1 a 4 segundos, La presente invención permite tiempos de residencia más prolongados en condiciones típicas de FCC, sin aumentar la fracción residual (corte de más de 340 °C) en los productos de FCC, normalmente utilizado para fuelóleo de bajo valor. La invención produce un destilado medio de baja aromoticidad.
El proceso de craqueo catalítico fluido utiliza un reactor de lecho denso. Un reactor de lecho denso tiene una velocidad de fluido superficial más baja que los reactores FCC convencionales.
Preferentemente, la alimentación se pone en contacto con el catalizador de craqueo durante un tiempo no superior a 120 segundos. La puesta en contacto del catalizador y la alimentación durante menos de 120 segundos minimiza la cantidad de gas combustible producido en el reactor. Es económicamente ventajoso promover aumentos en productos de mayor valor, dando preferencia a la producción de gas combustible. De forma adicional, esto tiene beneficios de proceso adicionales, como permitir el uso de sopladores de aire más pequeños y compresores de gas usado.
Preferentemente, la alimentación se pone en contacto con el catalizador de craqueo durante un tiempo en el intervalo de 70 segundos a 90 segundos. Este intervalo de tiempos proporciona un equilibrio deseable entre permitir un craqueo suficiente para producir el producto deseado, sin la sobreproducción de gas combustible.
El proceso de craqueo catalítico fluido comprende además realizar el craqueo catalítico a una temperatura de reacción en el intervalo de 500 °C a 580 °C, preferentemente de 520 °C a 560 °C, más preferentemente de 530 °C a 550 °C e incluso más preferentemente de 535 °C a 545 °C. Estos intervalos de temperatura permiten una adecuada severidad de la reacción para mantener la eficiencia de la reacción, sin dar lugar a la desactivación de los catalizadores. En los actuales reactores de FCC que están optimizados para maximizar las fracciones medias, la temperatura de reacción a valores extremadamente bajos (por ejemplo, 450 °C) promueve un aumento en la fracción de fuelóleo del producto FCC. El fuelóleo tiene un valor económico bajo y la presente invención evita la producción excesiva de fuelóleo.
El proceso de craqueo catalítico fluido comprende además realizar el craqueo catalítico a una relación en masa de catalizador/petróleo en el intervalo de 8-15, preferentemente 9-13 y más preferentemente en una relación en masa de catalizador/petróleo de 10. Los reactores de FCC existentes optimizados para la producción de destilados medios se hacen funcionar a bajas temperaturas. Para adaptarse a la baja demanda térmica del reactor, el catalizador (que porta calor) se proporciona a una velocidad más lenta, reduciendo la relación en masa de catalizador/petróleo indeseablemente a tan solo 3. La presente invención permite una relación más alta de catalizador/petróleo.
Preferentemente, el craqueo catalítico fluido del procesador se realiza en ausencia de hidrógeno.
El proceso de craqueo catalítico fluido utiliza un catalizador de craqueo de baja actividad, de modo que el catalizador lograría una conversión de la alimentación del proceso de craqueo catalítico fluido de como máximo un 40 % con una relación en masa catalizador/petróleo de aproximadamente 10, una temperatura de reacción de 540 °C y un tiempo de contacto de la alimentación con el catalizador de menos de 10 segundos. El uso de un catalizador de baja actividad aumenta el rendimiento de las fracciones medias, al tiempo que reduce el contenido de aromáticos en la fracción media.
El proceso de craqueo catalítico fluido utiliza un catalizador de acidez reducida o carácter básico. Tales catalizadores promueven reacciones de craqueo, al tiempo que inhiben parcialmente la formación de moléculas aromáticas en los productos más ligeros.
Los catalizadores de carácter básico para su uso en la invención son tales que, cuando se miden mediante desorción de CO2 programada a temperatura controlada por espectrometría de masas (TPD/MS-CO2), desprenden al menos 50 micromoles de CO2/g de catalizador y, más preferiblemente, al menos 100 micromoles de CO2/g. Es decir, desprende al menos 50 micromoles de CO2/g de catalizador y, más preferentemente, al menos 100 micromoles de CO2/g cuando las muestras se precalientan in situ a 5 °C/min hasta 600 °C bajo un flujo de helio y se mantienen a esta temperatura durante una hora; después se enfrían a temperatura ambiente; después el flujo de CO2 se deja entrar en la cámara para permitir la adsorción durante otra hora; y después el flujo de CO2 se interrumpe y se utiliza un flujo de helio para eliminar el CO2 adsorbido físicamente, mientras que la temperatura se eleva hasta 450 °C a una velocidad de calentamiento de 20 °C/min mientras se registra la desorción del CO2 quimisorbido.
Los catalizadores con acidez prótica reducida para su uso con la presente invención son tales que su acidez prótica
(la acidez de Bronsted) no es mayor de 50 micromoles de propileno por gramo de catalizador y, más preferentemente, no mayor de 15 micromoles de propileno/g. Es decir, su acidez prótica (la acidez de Bronsted) no es mayor de 50 micromoles de propileno por gramo de catalizador y, más preferentemente, no mayor de 15 micromoles de propileno/g, cuando se determina usando desorción de n-propilamina programada por temperatura en un instrumento de Micromeritics TPD/TPR 2900 acoplado con un espectrómetro de masas, de acuerdo con el método descrito por O. Kresnawahjuesa et al. en Catal. Letters 82 (2002) 155, después de haber sido pretratado bajo un flujo de vapor al 100 % a 788 °C durante 5 horas en un vaporizador de lecho fijo.
Preferentemente, el catalizador contiene una concentración baja, o preferentemente está libre de, zeolitas ácidas en forma prótica o intercambiadas con tierras raras. En los reactores de FCC existentes se utilizan catalizadores que contienen zeolitas ácidas en forma prótica o intercambiadas con tierras raras. Sin embargo, tales catalizadores no están optimizados para la producción de destilados medios.
El catalizador está formulado con materiales que poseen características básicas o baja acidez prótica, elegidos del grupo formado por hidróxidos y óxidos de metales de transición, derivados mixtos de hidróxidos u óxidos, arcillas catiónicas y aniónicas, fosfatos, hidroxifosfatos y fosfatos de sílice-alúmina, dopados o tratados térmica y/o químicamente. Dichos componentes mejoran la actividad zeolítica de la reacción de craqueo para la producción de destilados medios.
El proceso de craqueo catalítico fluido produce un producto de reacción con un contenido combinado de aromáticos C10 y C11 por debajo del 5 % en peso. Es deseable tener una baja concentración de aromáticos en el producto de reacción, de modo que fracciones como el LCO sean adecuadas para su uso en la producción de gasóleos.
En una realización, se proporciona un proceso de craqueo catalítico fluido para la producción de destilados medios de baja aromaticidad, caracterizado por que comprende las siguientes etapas:
a) someter una alimentación A, que consiste en fracciones pesadas de hidrocarburos, tales como un gasóleo de vacío pesado, o un residuo atmosférico, o una mezcla de los mismos en cualquier proporción, a una reacción de craqueo catalítico fluido, en ausencia de hidrógeno añadido, en el tubo ascendente (1) de un reactor de FCC de lecho denso (2), que funciona:
(i) a temperaturas que varían en el intervalo de 520 °C a 560 °C, preferentemente a aproximadamente 540 °C;
(ii) utilizar un catalizador de craqueo de baja actividad y de acidez reducida o de carácter básico;
(iii) a una relación en masa de catalizador/petróleo en el intervalo de 8 a 15, preferentemente de 10, y
(iv) con un tiempo de contacto en el intervalo de 30 a 120 segundos, preferentemente en el intervalo de 70 a 90 segundos;
b) extraer el efluente B obtenido en la reacción anterior en la parte superior del reactor de craqueo catalítico de lecho denso (2), someterlo a fraccionamiento en una torre de fraccionamiento (9) que produce una fracción gaseosa C, que se envía a una sección de recuperación de gas, más una fracción ligera de nafta D y un destilado medio E, ambos de baja aromaticidad, y enviarlos para su posterior tratamiento y venta.
En el proceso de craqueo catalítico fluido para la producción de destilados medios de baja aromaticidad la baja actividad catalítica del catalizador está limitada a una conversión de la alimentación de FCC de como máximo un 40 %, en condiciones de funcionamiento típicas de FCC con una relación en masa de catalizador/petróleo de aproximadamente 10, una temperatura de reacción de 540 °C y un tiempo de contacto alimentación-catalizador de menos de 10 segundos.
En otra realización, en el proceso de craqueo catalítico fluido para la producción de destilados medios de baja aromaticidad, se utilizan los siguientes como catalizadores de craqueo: catalizadores que tienen baja actividad catalítica y acidez reducida o carácter básico, que contienen, además, baja concentración, o preferentemente están libres de zeolitas ácidas en forma prótica o intercambiadas con tierras raras, además de estar formulados con otros componentes de una matriz típica de un catalizador FCC, tales como óxidos e hidróxidos de aluminio y/o silicio, así como arcillas, cuya acidez y actividad se puede ajustar mediante lixiviación y/o dopado con metales alcalinos, metales alcalinotérreos, metales trivalentes o de transición
En el proceso de craqueo catalítico fluido para la producción de destilados medios de baja aromaticidad, el efluente B tiene contenidos de aromáticos (C10 y C11) por debajo del 5 % en peso.
El equipo de craqueo catalítico fluido para la producción de destilados medios de baja aromaticidad de acuerdo con el proceso descrito en las realizaciones anteriores, caracterizado por que comprende un tubo ascendente (1) que termina en un reactor de FCC de lecho denso (2) que está conectado a un rectificador (3), que a su vez está conectado a un regenerador (6) a través de una tubería (4), que está equipada con una válvula (5) cuya función es controlar el nivel
en el reactor de FCC de lecho denso (2); el catalizador del regenerador se recicla al tubo ascendente (1) a través de una tubería (7), estando controlado el flujo de catalizador en la tubería (7) mediante una válvula (8).
El equipo comprende un tubo ascendente que termina en un reactor de FCC de lecho denso donde se lleva a cabo una reacción de craqueo catalítico fluido, en ausencia de hidrógeno añadido, produciendo el efluente que, después de haber sido fraccionado en una torre de fraccionamiento, genera el destilado medio de baja aromaticidad que, una vez desulfurado, se puede incorporar en el grupo del gasóleo y la fracción de nafta, también de baja aromaticidad que, después de ser separada en una torre estabilizadora y desulfurada, se puede vender como nafta petroquímica. Adicionalmente, la fracción de nafta se puede enviar a la unidad de FCC convencional donde se somete a un nuevo craqueo para producir una gasolina de alto octanaje.
Breve descripción de los dibujos
El proceso FCC para la producción de destilados medios de baja aromaticidad y gasolina de alto octanaje, de acuerdo con la presente invención, se describirá a continuación con más detalle, solo a modo de ejemplo, basado en los diagramas mencionados a continuación, que son parte integral de la presente memoria descriptiva.
La Fig. 1 muestra una representación esquemática simplificada del equipo que se utilizará para llevar a cabo el proceso de la presente invención.
La Fig. 2 muestra un gráfico con datos comparativos para la conversión entre un proceso FCC convencional y el proceso de la presente invención.
La Fig. 3 muestra un gráfico con datos comparativos de los resultados obtenidos para el contenido de aromáticos en la fracción de destilados medios entre el proceso FCC convencional y el proceso de la presente invención. Descripción detallada de la invención
El proceso FCC para la producción de destilados medios de baja aromaticidad de acuerdo con la presente invención; se describirá en detalle haciendo referencia a los diagramas, de acuerdo con la identificación de los componentes respectivos.
La Fig. 1 muestra una representación esquemática simplificada que comprende una unidad de FCC de lecho denso en la que se inyecta una alimentación A en la parte inferior del tubo ascendente (1) de la unidad de FCC de lecho denso.
Un reactor de lecho denso de FCC es un reactor de lecho fluido de catalizador de FCC, en el que la velocidad superficial del fluido es menor que en los reactores de FCC convencionales. Por ejemplo, para un catalizador con un tamaño medio de partícula de 70 micrómetros, la velocidad del fluido podría ser de alrededor de 0,6 m/s en un reactor de lecho denso de FCC, pero de alrededor de 20 a 40 m/s (aproximadamente 50 veces más rápido) en un reactor de FCC convencional. Preferentemente, el reactor de FCC de lecho denso funciona con una velocidad superficial de menos de 15 m/s, más preferentemente menos de 10 m/s y aún más preferentemente menos de 5 m/s.
La alimentación A consiste en fracciones del tipo HVGO o ATR, o una mezcla de los dos en cualquier proporción. La alimentación A se inyecta a una temperatura de inyección controlada en el intervalo de 150 °C a 300 °C. La temperatura de reacción se controla en el intervalo de 500 °C a 580 °C, preferentemente de 520 °C a 560 °C, más preferentemente entre 535 °C y 545 °C y, lo más preferentemente, se mantiene a alrededor de 540 °C. La mezcla de hidrocarburos y catalizador viaja a través del tubo ascendente (1) y se descarga en el reactor de FCC de lecho denso (2), donde continúan las reacciones de craqueo en el lecho denso. La relación en masa de catalizador/petróleo en el reactor varía en el intervalo de 8 a 15, preferentemente 10, y el tiempo de contacto entre el catalizador y los hidrocarburos en el conjunto del tubo ascendente (1) y el reactor de FCC de lecho denso (2) puede variar entre 30 y 120 segundos, pero preferentemente debe mantenerse en el intervalo de 70 a 90 segundos.
El tiempo de contacto entre el catalizador y la alimentación está determinado por los caudales de la alimentación y el catalizador y el tamaño de la sección del aparato (es decir, la longitud de la trayectoria del flujo) en la que el catalizador y la alimentación entran en contacto entre sí.
Desde el recipiente del reactor de FCC de lecho denso (2), el catalizador fluye directamente al rectificador (3) en la región anular de la parte inferior del recipiente y desde allí, después de la rectificación con vapor, el catalizador se envía al regenerador, a través de una tubería (4). El nivel del lecho de catalizador en el reactor (2) está controlado por una válvula (5). El catalizador del regenerador se recicla al tubo ascendente (1) a través de una tubería (7), estando controlado el flujo de catalizador en la tubería (7) mediante una válvula (8).
En estas condiciones, el reactor de FCC de lecho denso (2) produce un efluente B, que, después del fraccionamiento en la torre de fraccionamiento (9), genera una fracción de gas C, que se envía a la sección de recuperación de gas,
una nafta D ligera que, una vez desulfurada, se puede vender como nafta petroquímica, un destilado medio de baja aromaticidad E que, después de la desulfuración, puede incorporarse en el grupo del gasóleo, y un producto de cola F, normalmente destinado al fuelóleo.
La temperatura del catalizador en el rectificador (3) es de alrededor de 540 °C, permitiendo la rectificación de alta eficiencia y eliminando los inconvenientes de la rectificación a baja severidad.
La temperatura del lecho en el regenerador (6) se ajusta preferentemente a un intervalo de temperatura de 685 °C a 710 °C, mediante el control apropiado de la temperatura de la alimentación para el reactor de lecho denso en el intervalo de 150 °C a 300 °C.
Se utilizan catalizadores con un carácter básico aumentado o catalizadores con una reducción de la acidez protónica. Algunos de los materiales catalíticos adecuados para su uso con esta invención pueden tener ambas características. Es decir, pueden ser anfóteros (funcionando como base o como ácido) o pueden ser óxidos sólidos con acidez protónica dopados con elementos que reducen su acidez (ya sea reduciendo el número de sitios catalíticos o su potencia catalítica) y/o generan sitios básicos.
La basicidad de los catalizadores ensayados para su uso en la presente invención se midió mediante desorción de CO2 programada a temperatura controlada por espectrometría de masas (TPD/MS-CO2). Los ensayos se realizaron en un equipo TPD/MS.
Las muestras se precalentaron in situ a 5 °C/min hasta 600 °C bajo un flujo de helio y se mantuvieron a esta temperatura durante una hora. Después de esto, la mezcla se enfrió a temperatura ambiente. A continuación, el flujo de CO2 se dejó entrar en la cámara para permitir la adsorción durante otra hora. En este punto, el flujo de CO2 se interrumpió y se utilizó un flujo de helio para eliminar el CO2 adsorbido físicamente.
Bajo un flujo de He, la temperatura se elevó hasta 450 °C a una velocidad de calentamiento de 20 °C/min mientras se registraba la desorción del CO2 quimisorbido.
La desorción se expresó en unidades de micromoles de CO2 por gramo de catalizador. Se encontró que los catalizadores para su uso con la presente invención tenían una basicidad de al menos 50 micromoles de CO2/g y preferentemente al menos 100 micromoles de CO2/g en las condiciones de determinación antes mencionadas.
La acidez prótica de los catalizadores ensayados para su uso en la presente invención se midió mediante el siguiente método.
El catalizador se pretrató con un flujo de vapor de agua al 100 % a 788 °C durante 5 horas en un vaporizador de lecho fijo para simular la desactivación hidrotérmica del catalizador en el regenerador de una unidad de FCC.
La acidez prótica (la acidez de Bronsted) se determinó mediante el uso de desorción programada a temperatura de npropilamina en un instrumento Micromeritics TPD/TPR 2900 acoplado con un espectrómetro de masas, de acuerdo con el método descrito por O. Kresnawahjuesa et al. en Catal. Letters 82 (2002) 155. De acuerdo con este método, la N-propilamina saturada sobre el catalizador se desorbe sin reacción hasta ~300 °C. Sin embargo, a temperaturas más altas, el complejo de adsorción formado en los sitios ácidos de Bronsted se descompone en amoniaco y propileno, que se cuantifica y representa una medida de la acidez relativa de Bronsted.
Se encontró que los catalizadores para su uso con la presente invención tenían una acidez prótica de no más de 50 micromoles de propileno por gramo de catalizador, y preferentemente no más de 15 micromoles de propileno/g, en las condiciones de determinación antes mencionadas (incluida la etapa de desactivación hidrotérmica).
La presente invención se ilustrará ahora con un ejemplo, que, sin embargo, no debería ser considerado como limitante, sino que solo tiene como objetivo demostrar la eficacia de la invención.
Ejemplo
Un catalizador zeolítico convencional denominado "A" y otro catalizador no zeolítico de baja actividad denominado "B", como se recomienda en la presente invención, se sometieron a ensayos comparativos utilizando una alimentación de gasóleo típica del petróleo brasileño (Tabla 1). Los ensayos se realizaron en una unidad de lecho fluidizado, que comprendía un reactor agitado tipo CREC (de LASA, H. I. (1992) - documento US 5.102.628), apto para estudios cinéticos y que permitía, por sus características de diseño, el funcionamiento con tiempos de residencia prolongados. El catalizador se cargó en la cámara de reacción y se mantuvo fluidizado con movimiento ascendente mediante un impulsor que giraba a alta velocidad. Cuando el reactor estuvo en las condiciones de reacción deseadas, se inyectó la alimentación. Una vez alcanzado el tiempo de reacción requerido, los productos se descargan y analizan por cromatografía de gases. En los experimentos presentados aquí se utilizó una relación constante de catalizador/alimentación de aproximadamente 10.
Un catalizador FCC convencional "A", sugerido por el fabricante para la operación para maximizar las fracciones medias (LCO) en el proceso FCC, se ensayó a una temperatura de 480 °C. Esta temperatura corresponde a la recomendada para esta aplicación, siendo menor que la temperatura empleada en funcionamiento normal de mayor severidad para maximizar la gasolina. Este es el caso de referencia.
El caso que se pretende como ejemplo del alcance de la presente invención utilizó el catalizador "B", una mezcla de óxido de aluminio y magnesio con características básicas y actividad de craqueo relativamente baja, a la temperatura de reacción típica del FCC convencional, 540 °C.
Como puede observarse en la Fig. 2, al aplicar el tiempo de residencia suficiente, el proceso de la presente la invención es capaz de alcanzar niveles de conversión similares a los del caso de referencia, así como rendimientos similares de fracciones medias. Sin embargo, como se muestra en la Fig. 3, para la misma conversión o el mismo rendimiento de colas/residuo, el contenido de aromáticos resultante en las fracciones medias (C10-C11) es significativamente menor en el caso del proceso de la presente invención, demostrando así la clara ventaja del proceso de la invención.
La presente invención mejora el índice de cetano de los destilados medios de FCC. Los valores reales del índice de cetano obtenidos dependen de la calidad de la alimentación. Se pueden producir destilados medios con mayor cetano con alimentaciones más parafínicas (es decir, con un API alto). El índice de cetano del destilado medio también es función de la conversión; cuanto mayor sea la conversión, menor será el índice de cetano. La Tabla 2 ilustra los intervalos de números de cetano obtenidos para dos calidades diferentes de VGO a la misma conversión.
Claims (6)
1. Un proceso de craqueo catalítico fluido que utiliza un reactor para la producción de destilados medios de aromaticidad baja, por debajo del 5 % en peso de aromáticos C10/C11, a partir de una alimentación que comprende hidrocarburos pesados, comprendiendo el proceso:
poner en contacto la alimentación con un catalizador de craqueo durante un tiempo de al menos 30 segundos, realizar el craqueo catalítico a una temperatura de reacción en el intervalo de 500 °C a 580 °C, y
realizar el craqueo catalítico a una relación en masa de catalizador/petróleo en el intervalo de 8 a 15;
en donde el proceso usa un reactor de lecho denso;
en donde el catalizador está formulado con materiales que poseen características básicas, o baja acidez prótica, elegidos del grupo formado por hidróxidos y óxidos de metales de transición, derivados mixtos de hidróxidos u óxidos, arcillas catiónicas y aniónicas, fosfatos, hidroxifosfatos y fosfatos de sílice-alúmina, dopados o tratados térmicamente y/o químicamente;
en donde los materiales que poseen características básicas son tales que, cuando se miden mediante desorción de CO2 programada a temperatura controlada por espectrometría de masas, desprenden al menos 50 micromoles de CO2/g de catalizador cuando las muestras se precalientan in situ a 5 °C/min hasta 600 °C bajo un flujo de helio y se mantienen a esta temperatura durante una hora; después se enfrían a temperatura ambiente; después el flujo de CO2 se deja entrar en la cámara para permitir la adsorción durante otra hora; y después el flujo de CO2 se interrumpe y se utiliza un flujo de helio para eliminar el CO2 adsorbido físicamente, mientras que la temperatura se eleva hasta 450 °C a una velocidad de calentamiento de 20 °C/min mientras se registra la desorción del CO2 quimisorbido;
en donde los materiales que poseen baja acidez prótica son tales que su acidez de Bronsted no es mayor de 50 micromoles de propileno por gramo de catalizador, cuando se determina usando desorción de n-propilamina programada por temperatura en un instrumento de Micromeritics TPD/TPR 2900 acoplado con un espectrómetro de masas, de acuerdo con el método descrito por O. Kresnawahjuesa et al. en Catal. Letters 82 (2002) 155, después de ser pretratado bajo un flujo de vapor al 100 % a 788 °C durante 5 horas en un vaporizador de lecho fijo; y
en donde el catalizador de craqueo es de baja actividad, de manera que el catalizador logre una conversión de la alimentación del proceso de craqueo catalítico fluido de como máximo un 40 % con una relación de catalizador/petróleo de aproximadamente 10, una temperatura de reacción de 540 °C y un tiempo de contacto de la alimentación con el catalizador de menos de 10 segundos.
2. El proceso de craqueo catalítico fluido de acuerdo con la reivindicación 1, en donde la alimentación se pone en contacto con el catalizador de craqueo durante un tiempo no superior a 120 segundos.
3. El proceso de craqueo catalítico fluido de acuerdo con la reivindicación 2, en donde la alimentación se pone en contacto con el catalizador de craqueo durante un tiempo en el intervalo de 70 segundos a 90 segundos.
4. El proceso de craqueo catalítico fluido de acuerdo con cualquier reivindicación anterior, que comprende además: realizar el craqueo catalítico a una temperatura de reacción en el intervalo de 520 °C a 560 °C, preferentemente de 530 °C a 550 °C y, más preferentemente, de 535 °C a 545 °C.
5. El proceso de craqueo catalítico fluido de acuerdo con una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, que comprende además:
realizar el craqueo catalítico a una relación en masa de catalizador/petróleo en el intervalo de 9 a 13 y, preferentemente, a una relación en masa de catalizador/petróleo de 10.
6. El proceso de craqueo catalítico fluido de acuerdo con una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en donde el craqueo catalítico se realiza en ausencia de hidrógeno.
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