CA1191805A - Procede de conversion d'huiles lourdes ou de residus petroliers en hydrocarbures gazeux et distillables - Google Patents
Procede de conversion d'huiles lourdes ou de residus petroliers en hydrocarbures gazeux et distillablesInfo
- Publication number
- CA1191805A CA1191805A CA000416268A CA416268A CA1191805A CA 1191805 A CA1191805 A CA 1191805A CA 000416268 A CA000416268 A CA 000416268A CA 416268 A CA416268 A CA 416268A CA 1191805 A CA1191805 A CA 1191805A
- Authority
- CA
- Canada
- Prior art keywords
- fraction
- temperature
- gas
- degree
- water vapor
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Expired
Links
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G47/00—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions
- C10G47/32—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions in the presence of hydrogen-generating compounds
- C10G47/34—Organic compounds, e.g. hydrogenated hydrocarbons
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G65/00—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only
- C10G65/02—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only
- C10G65/12—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only including cracking steps and other hydrotreatment steps
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
- C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only
- C10G67/06—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only including a sorption process as the refining step in the absence of hydrogen
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y10—TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC
- Y10S—TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y10S208/00—Mineral oils: processes and products
- Y10S208/95—Processing of "fischer-tropsch" crude
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- General Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Abstract
L'invention concerne un procédé de conversion d'huile lourde ou de résidu pétrolier en hydrocarbures gazeux et distillables avec un rendement énergétique optimisé. Ce procédé se caractérise en ce que: a) on porte à 350-450.degree.C un mélange d'une charge d'huile lourde et/ou de résidu pétrolier avec une première fraction d'huile de recyclage hydrogénée, puis on le mélange avec un gaz réducteur contenant de l'hydrogène, du monoxyde de carbone et de la vapeur d eau, admis à une température d'au moins 800.degree.C, de manière à porter la température du mélange résultant charge + gaz à une valeur comprise entre 530 et 850.degree.C sous une pression d'au moins 20 bars, pendant un temps de 0,1 à 60 secondes; b) on mélange le produit résultant de l'étape (a) avec une seconde fraction d'huile de recyclage hydrogénée dont la température est inférieure à 300.degree.C, et abaisse aussi la température dudit produit jusqu'à une valeur inférieure à 450.degree.C, puis on met le produit résultant en contact direct avec un courant de gaz renfermant de l'hydrogène et de la vapeur d'eau, de manière à vaporiser au moins 80% du liquide présent à une température inférieure à 450.degree.C, et on sépare la phase gazeuse résultante d'une fraction non-vaporisée de brai et/ou de coke; c) on traite la fraction lourde de brai et/ou de coke par l'oxygène et la vapeur d'eau dans les conditions de l'oxyvapogazéification du carbone, pour la convertir au moins en partie en un gaz réducteur comprenant de l'hydrogène, du monoxyde de carbone et de la vapeur d'eau et on envoie au moins une partie de ce gaz réducteur, dont la température est d'au moins 800.degree.C, à l'étape (a); d) on fait passer la phase gazeuse de l'étape (b), renfermant de l'hydrogène, du monoxyde de carbone, du dioxyde de carbone, de la vapeur d'eau et des vapeurs d'hydrocarbures, sur un catalyseur d'hydrogénation, dans des conditions d'hydrogénation; e) on fractionne les produits de l'étape (d) en une phase gazeuse, une phase aqueuse, une fraction d'hydrocarbures liquides légers distillant normalement, au moins en majeure partie, au dessous de 250.degree.C et une fraction d'hydrocarbures liquides lourds distillant, au moins en majeure partie, au-dessus de 250.degree.C, et dont le rapport atomique H/C est entre 1,2 et 1,7; f) on traite la phase gazeuse de l'étape (e) de manière à éliminer au moins la plus grande partie du dioxyde de carbone et de l'hydrogène sulfuré qu'elle contient et on en recycle au moins une partie à l'étape (b); et g) on recycle aux étapes (a) et (b) au moins une partie de la fraction lourde, distillant en majeure partie au-dessus de 250.degree.C, obtenue à l'étape (e), pour constituer au moins une partie desdits courants d'huile de recyclage hydrogénée.
Description
L'invention concerne un procédé de production d'hydrocarbures gazeux et de distillats à partir de pétroles lourds, de résidus de distil-lation atmosphérique ou sous vide de pétroles, d'asphaltes prove-nant du désasphaltage de résidus pétroliers, de bitumes extraits de sables bitumineux ou d'huiles de schistes bitumineux, par hydro-pyrolyse de ces huiles lourdes en présence d'une coupe de recyclage préalablement hydrogénée et d'un ga~ contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone produit par oxyvapogazéification du résidu lourd de l'hydropyrolyse.
De nombreuses techniquPsde valorisation de telles huiles lourdes en produits plus légers ont déjà été proposées.
Les procédés habituellement utilisés dans le raffinage du pétrole mettant en oeuvre un traitement catalytique en présence d'hydrogèn~
tels que l'hydrocraquage catalytique,ne conviennent pas par suite de l'empoisonnement rapide des catalyseurs par les com~sés organométalliques et les asphaltènes contenus dans ces charges lourdes.
Les procédés mettant en oeuvre un traitement thermique tels que le craquage thermique, ou la cokéfaction conviennent mal également car ils donnent un rendement faible en hydrocarbures distillables, par ailleurs de mauvaise qualité, et un rendement élevé en coke ou brai difficilement valorisables.
Différentes solutions ont été proposées pour améliorer la qualité
des produits formés et réduire la formation de coke ou de brai.
Une prernière voie consiste à effectuer un craquage thermique en présence d'un diluant donneur d'hydrogène renfermant des hydrocar-bures polyaromatiques partiellement hydrogénés Cette technique connue sous le nom de "Hydrogen Donor Diluent Cracking" est décrite notamment dans le brevet US 2,953,513. De nombreux breve~s décrivent ~.
s des variantes de cette technique. Ainsi le brevet US 4,115,246 décrit un procédé de craquage d'huiles lourdes en présence d'un dilua~t donneur d'hydrogène, dans lequel on sépare, des produits de craquage, une fraction gas oil recyclée après hydrogénation comme diluant donneur d'hydrogène et un résidu ou brai utilisé pour la production de l'hydrogène nécessaire par oxyvapogazéification.
Les conditions o?ératoires dans l'étape de craquage sont générale-ment une température de 370 a 538 C, une pression suffisante pour maintenir une phase liquide et un temps de résidence de 0,25 à
5 heures.
Une seconde voie consiste a effectuer un chauffage rapide de la ma-tiere carbonée sous pression d'hydrogène (hydropyrolyse éclair) suivi d'une trempe afin d'éviter les réactions de recombinaison des produits de craquage. Les brevets US 2,875,150 et US 3,855,070 dé-crivent deux modes de mise en.oeuvre de ce principe. Le craquage est généralement effectué a une température de 600 à 900 C, sous pression supérieure à 5 bars avec un temps de residence inférieur à 10 secondes.
~algré les améliorations apportées par ces innovations, les quantités de résidu formé, coke ou brai, restent élevées au détriment du ren-dement en produits légers recherchés. Par ailleurs, les solutions technologiques apportées, notamment en ce qui concerne le chauffage rapide de la charge sont lourdes et/ou dispendieuses sur le plan énergétique.
Le procédé de l'invention remédie à ces inconvénients et permet de convertir une huile lourde ou un résidu pétrolier en produits gazeux et en distillats avec un rendement énergétique optimisé.
Le procédé comprend les étapes suivantes :
a) on porte a 350-450 C un mélange d'une charge d'huile lourde et/ou de résidu pétrolier avec une première fraction d'huile d~ recyclage ,. ,~ .
hydrogénée, provenant de l'étape (g), puis on le mélange avec un gaz réducteur contenant de l'hydrogène, du monoxyde de carbone e-t de la vapeur d'eau, admis à une température d'au moins 800 C et provenan-t au moins en partie de l'étape (c), de manière a porter la température du rnélange résultant charge + gaz a une valeur corn-prise entre 530 et 850 C, et on maintien-t ledit mélange dans ledit domaine de température, sous une pression d'au moins 20 bars, pen-dant un temps de 0,1 à 60 secondes, b) on mélange le produit résultant de l'étape (a) avec une seconde fraction d'huile de recyclage hydrogénée provenant de l'étape (g) et dont la température est inférieure a 300 C, de manière à abaisser la température dudit produit depuis ladite valeur située entre 530 et 850 C jusqu'à une valeur inférieure à 450 C, puis on met le produit résultant en contact direct avec un courant de gaz ren-fermant de l'hydrogène et de la vapeur d'eau, obtenu à l'étape (f), de manière à vaporiser au moins 80 % du liquide présent à une température inférieure à 450 C, et on sépa.e la phase gazeuse résul-tante d'une fraction non-vaporisée de brai et/ou de coke, c) on traite la fraction lourde de brai e-t/ou de coke par l'oxygène et la vapeur d'eau dans les conditions de l'oxyvapo-gazéification du carbone, pour la convertir au moins en partie en un gaz réduc-teur comprenant de l'hydrogène, du monoxyde de carbone et de la vapeur d'eau et on envoie au moins une partie de ce gaz réducteur, dont la température est d'au moins 800 C, a l'étape (a), d) on fait.passer la phase gazeuse de l'étape (b), renfermant de l'hydrogène, du monoxyde de carbone, du dioxyde de carbone, de la vapeur d'eau et des vapeurs d'hydrocarbures, sur un catalyseur d'hydrogénation, dans des conditions d'hydrogénation, e) on fractionne les produits de l'étape (d) en une phase gazeuse, une phase aqueuse, une fraction d'hydrocarbures liquides légers distillant normalement, au moins en majeure partie, au dessous de . . - 4 -~ . . .
S
250 C et une fraction d'hydrocarbures liquides lourds distillant, au moins en majeure par-tie, au-dessus de 250~ C, et dont le rapport atomique H/C est en-tre 1,2 et 1,7, f) on traite la phase gazeuse de l'étape (e) de manière a éliminer au moins la plus grande partie du dioxyde de carbone et de l'hydro-gène sulfuré qu'elle contient et on en recycle au moins une partie à l'étape (b), et g) on recycle aux étapes (a) et (b) au moins une partie de la frac-tion lourde, distillant en majeure partie au-dessus de 250 C,obtenue à l'étape (e),pour constituer au moins une partie desdits courants d'huile de recyclage hydrogénée.
Ce procédé présente plusieurs avantages par rapport aux techniques décrites dans l'art antérieur.
Ainsi, la chaleur sensible contenue dans le gaz réducteur brut sortant de la zone de gazéification du résidu à une température de 300 a 1500 C, es-t mise à profit pour porter rapldement à la température désirée la charge d'huile lourde et d'huile de recy-clage dans le réacteur d'hydropyrolyse (étape (a), ce qui permet une importante économie d'énergie.
Le recyclage, après hydrogénation, d'une partie de la fraction lourde des hydrocarbures produits, permet de diminuer notablement la quantité de brai et/ou de coke dans l'étape d'hydropyrolyse et d'améliorer le rendement en produits nobles recherchés.
Le refroidissement brutal des produits de l'hydropyrolyse en pré-sence d'huile de recyclage hydrogénée, associé au stripping des produits lourds par un gaz contenant de l'hydrogène,permet de blo-quer les réactions de repolymérisation et d'effectuer une sépara-'ion efficace des produits lourds des hydrocarbures vaporisables os envoyés à l'hydrotraitement catalytique. Par ailleurs, la ~empérature de cet effluent peut facilement etre maintenue à un niveau suffisant pour effectuer l'hydrotraitement,ce qui supprime les besoins de réchauffage.
De plus, l'hydrotraitement catalytique est effectué au moyen des gaz réducteurs non consommés dans l'é~ape d'hydropyrolyse. En fait grace 'a la présence de vapeur d'eau, le monoxyde de carbone est converti au moins partiellement en hydrogène et dioxyde de carbone dans les étapes d'hydropyrolyse et d'hydrotraitement catalytique.
Cette intégration de la production de l'hydrogène nécessaire au procédé permet d'importantes économies d'investissement et d'énergie.
Vne description plus détaillée du procédé de l'invention qui est illustré par la Figure, est donnée ci-après à titre d'exemple non limitatif de réalisation.
La charge d'huile lourde ou de résidu pétrolier est introduite par la ligne l dans le four de préchauffage 3 après mélange avec l'huile de recyclage hydrogénée arrivant par la ligne 2. Le rapport pondéral charge est usuellement compris entre 0,1 et 3,de pré-férence entre 0,2 et 2~ L'huile de recyclage a un point d'ébullition dans les conditions normales généralement supérieur à 250 C et un rapport atomique H compris entre 1,2 et 1,7. Le mélange est porté dans le préchauffeur 3 à une température de 350 a 450 C sous une pression d'au moins 20 bars, par exemple de 20 à 200 bars. On a intéret a opérer à la pression la plus élevée ?ossible pour éviter la formation de coke. Cependant, l'intégration de cette étape dans l'ensemble du procédé conduit généralement à opérer à une pression voisine et légèrement supérieure à celle de l'étape suivante d'hydro-pyrolyse. Une injection de gaz de recyclage contenank de l'hydrogène peut éventuellement être effectuée avant l'entrée dans le four.
Le mélange préchauffé est envoyé par la ligne 4 dans le réacteur d'hydropyrolyse 6 où il rencontre le gaz réducteur brut introduit par la ligne 7 à une température de 800 a 1500 C. Une injection secondaire de gaz de recyclage contenant de l'hydrogène peut égale-ment être effectuée par la ligne 5 pour pulveriser la charge liquide a l'entrée du réacteur. Le réacteur d'hydropyrolyse fonctionne de préférence dans des conditions autothermiques à une température de 530 à 850D C.de préférence 550 à 800 ~ SOU5 une pression de 20 a 150 bars. La température peut être maintenue dans la plage désirée par réglage des températures et des débits des alimentations.
Différents types de réacteurs peuvent etre utilisés, en particulier les réacteurs à lit fluidisé ou à lit entrainé mettant en oeuvre des circulations de particules solides. On utilise de préférence un réacteur du type pyrolyse éclair constitué par un dispositif de mélange des alimentations et une chambre de réaction vide. Le temps de sejour des réactifs dans le réacteur est compris entre 0,1 et 60 secondes, de préférence entre 0,5 et 20 secondes. ~ien entendu, l'hydropyrolyse peut être effectuée en utilisant un courant d'hydrogène purifié en plus du gaz de synthèse brut. On préfère cependant n'utiliser que ce dernier gaz pour des raisons d'économie.
L'effluent du réacteur d'hydropyrolyse évacué par la ligne 8 est refroidi à une température de 350 à 450 C par contact direct a~ec une huile de recyclage hydrogénée injectée par la ligne 9. Cette huile a les mêmes caractéristiques que celle utilisée pour diluer la charge et provient de la zone de fractionnement 22. En plus de son rôle de refroidissement, cette huile a un role de stabilisan des produits de pyrolyse en limitant la condensation de certains fragments, probablement par cession d'hydrogène~ et con-tribue ainsi à minimiser la formation de produits lourds. Le mélange est alors introduit par la ligne 10 dans le séparateur ll au bas duquel on injecte par la ligne 12 un mélange de vapeur d'eau surchauffée arrivant par la ligne 35 et d'un gaz de recyclage contenant de l'hydrogène provenant de la zone de lavage 27 par les lignes 29, ., 37 et 36. Ces gaz rencontrent ainsi, de préférence, à contre courant, les produits lourds liquides et/ou solides qui descenden-t vers le bas de la colonne et sont évacués par la ligne 13 i`avorisant ainsi la vaporisation des hydrocarbures vaporisables et minimisant la quantité de résidu. I,es gaz chargés en vapeurs d'hydrocarbures sont évacués au sommet de l'appareil par la ligne 14. Le séparateur 11 est par exemple une colonne garnie de chicanes favorisant le contact entre les phases tout en permettant l'écoulement du résidu. La tem-pérature est de 350 à 450 C et la pression sensiblement la même que dans l'étape d'hydropyrolyse.
Le résidu lourd de consistance liquide ou solide selon les conditions opératoires et contenant la plus grande partie des métaux renfermés par la charge~ est véhiculé par la ligne 13 vers le réacteur de gazéification 16 où il est mis en contact avec de l'oxygène et de l'eau, ou de la vapeur d'eau, introdui-ts respectivement par les lignes 34 et 15, dans les conditions de l'oxyvapogazéification de la matière carbonée, c'est-à-dire, par exemple, 800 - 1500 C et 1 - 200 bars.
Si la quantité de résidu lourd disponible est insuffisante pour produire les gaz réducteurs hydrogène et monoxyde de carbone néces-saires pour l'ensemble du procédé, on peut évidemment utiliser une matière carbonée d'appoint. Dans ce cas on utilise de préférence le mélange gazeux renfermant du méthane, de l'éthane, du monoxyde de carbone et de l'hydrogène soutiré par la ligne 30.
L'eau injectée par la ligne 15 provient d'un appoint ex-térieur par la ligne 33 mais peut également provenir pour une partie d'un recyclage par la ligne 24 de l'eau récupérée dans la zone de frac-tionnement 22. La gazéification est effectuée de préférence à une pression voisine et légèrement supérieure à celle de l'étape d'hydropyrolyse, ce qui permet d'injecter directemen-t les gaz chauds, a une température de 800 à 1500 C dans le réacteur 6 par l'intermédiaire de la ligne ~. Une séparation au moins partielle des cendres contenant les métau~ de la charge et du carbone non transformé est effectuée dans le bas du gazéifieur lfi. Celles-ci sont évacuées par la ligne 17. Tout procédé d'oxyvapogazéification assurant un bon taux de transformation de la matière carbonée du résidu peut être utilisé, par exemple les systèmes à lit fluidi~é, a ~lux entrainé ou à bain fondu.
On peut aussi intégrer dans un même réacteur les zones d'hydropyro lyse 6, de séparation 11 et d'oxyvapogazéification 16 du résidu, par exemple avec un système de lits fluidisés circulants.
Les gaz chargés en vapeurs d'hydrocarbures condensables et renfermant en outre, notamment, de l'hydrogène, du monoxyde de carbone, du dioxyde de carbone, de la vapeur d'eau, du méthane et de l'éthane véhiculés dans la ligne 14, sont introduits dans le réacteur d'hydro-génation catalytique 18 renfermant un catalyseur du type de ceux utilisés pour l'hydrogénation, l'hydrodésulfuration ou l'hydrocra-quage des fractions pétrolières. Ces catalyseurs sont constitués par exemple de composés du Co, Mo, Ni et/ou W déposés sur des supports d'alumine, de silice ou de silice-alumine.
La température et la pression sont généralement voisines de celles du séparateur ll c'est-à-dire respectivement de 350 à 450~ C et de 20 à 150 bars. La vitesse spatiale comptée par rapport aux hydro-carbures condensables présents dans l'alimentation du réacteur est de 0,1 à 2 volumes~volume/heure Selon la sévérité des conditions opératoires, les hydrocarbures subissent une hydrogénation, une désulfuration et un hydrocraquage plus ou moins poussé. Ces conditions sont généralement choisies pour que la fraction de point d'ébullition normal supérieur à 250 C, séparée en Z2,ait un rapport atomique H compris entre 1,2 et 1,7.
Grâce a l'élimination de la majeure partie des composés métalliques _ g _ .. ..
,.
B~)S
dans le résidu séparé en 11, le catalyseur présente une bonne stabi-lité dans le temps.
En meme temps que les réactions précitées, le catalyseur provoque la -transformation d'une partie notable du monoxyde de carbone pré-sen-t dans le gaz, en hydrogène et dioxyde de carbone par réac-tion avec la vapeur d'eau. Pour favoriser cette réaction, le rapport molaire H20 dans l'alimentation du réacteur 18 est maintenu entre 0,8 et 1,2 en ajustant le débit de vapeur d'eau injectée par la ligne 35.
Les produits sortant du réacteur 18 par la ligne 19 sont refroidis dans l'échangeur 20, détendus au voisinage de la presslon atmosphé-rique, puis introduits par la ligne 21 dans la zone de fractionne-ment 22. Ils sont fractionnés en une phase gazeuse renfermant essen-tiellement de l'hydrogène, du dioxyde de carbone, du monoxyde de carbone, de l'hydrogène sulfuré, du méthane et de l'éthane, évacuée par la ligne 23 ; une phase aqueuse recyclée par la ligne 24 au réacteur d'oxyvapogazéification 16 ; une phase d'hydrocarbures li-quides légers de point d'ébu].lition normal généralement inférieurà 250 C, par exemple 30 - 250 C, soutirée par la ligne 31 et une phase d'hydrocarbures liquides lourds de point d'ébullition normal généralement supérieur à 250 C, soutirée par la ligne 25. On recycle au moins une partie de cette fraction par la ligne 32 comme diluant de la charge d'huile lourde (ligne 2) et comme liquide de refroidis-sement des produits d'hydropyrolyse (ligne 9). L'excédent est évacué
par la ligne 26.
Les gaz évacués par la ligne 23 sont introduits dans la zone de lavage 27 où l'on sépare par des méthodes connues au moins la majeure partie du dioxyde de carbone et de l'hydrogène sulfuré, évacués par la ligne 28. L'effluent purifié, composé en majeure partie d'hydrogène, de monoxyde de carbone, de méthane et d'éthane est soutiré par la ligne 29 et séparé en deux flux : un prernier flux _ ~ _ ~æ
esk soutiré par la ligne 30, le second est recyclé par la ligne 37 d'une part vers l'entrée du réacteur d'hydropyrolyse comme gaz de pulvérisation de la charge (ligne 5), d'autre part vers le bas du séparateur 11 comme gaz d'entrainement (ligne 36). Le mélange gazeux soutiré par la ligne 30 peut évidemment être fractionné
pour récupérer les hydrocarbures gazeux et recycler l'hydrogène et le monoxyde de carbone vers la zone d'hydrogénation catalytique 18. On peut aussi le traiter sur un catalyseur de méthanisation du monoxyde de carbone de manière à obtenir un gaz naturel de substitution . Généralement on préfère le recycler, sans fraction-nement préalable, au réacteur de gazéification 16 dans lequel le méthane et l'éthane sont transformés en monoxyde de carbone et hydrogène par réaction avec l'oxygène et la vapeur d'eau.
EXEMPLE_ On donne ci-après un exemple, non limitatif, de mise en oeuvre de l'invention selon le schéma de la figure.
20. La charge est constituée par un résidu de distillation atmosphé-rique d'un pétrole lourd Boscan (r~n d'un gisement de ~e~r~le : du Vénezuela).
Les caractéristiques de la charge et des produits liquides obtenus sont présentées dans le tableau I.
b -- 11 --~ ` .
TABLEAU I
huile légèrel huile lourde ¦ Charge j (ligne 31) l (ligne 25) I-- ! i ¦ densité 20/20 C ¦ 1,018 ¦ 0,842 ¦ 0,925 ¦ S % poids ¦ 5 ¦ 0,5 ¦ 0,8 ~ N % poids ¦ 0,75 ¦ 0,03 ¦ 0,08 I C atomique ¦ 1,4 ¦ 1,9 ¦ 1,53 ¦ Vanadium ppm poids ¦ 1205 ¦ 0 ' 2 ¦ Nickel ppm poids ¦ 116 ¦ 0 ! 0,5 ¦ Carbone Conradson ¦ 17 ¦ 0 ¦ 1,8 I % poids ! l l I
¦ Point d'ébullition i 350 ¦ 40 ¦ 250 ! initial C (1) ¦ Point d'ébullition ¦ . I c'.50 ¦ 500 j final C (1) ~
¦ Résidu 525C ¦ 66 ¦ 0 ¦ 0 I % poids ¦% poids de la charge ¦ ¦ 61 1 24,9 (1) ramené à la pression de l'atmosphère.
Le temps de séjour des réactifs dans le réacteur d'hydropyrolyse 6 est d'environ 8 secondes.
La pression opératoire dans les appareils 3, 6, 11 et 18 est d'en-viron 95 bars. Le réacteur d'hydrogénation catalytique 18 renferme 200 1 de catalYseur à base de nickel et tungs-tène sur un support d'alumine. Le gaz séparé en 22 par la ligne 23 est lavé dans la colonne 27 par une solution aqueuse de monoéthanolamine de manière à séparer le dioxyde de carbone et l'hydrogène sulfuré qu'il con-tient. Le gaz soutiré par la ligne 30 est utilisé avec le résidu S
véhiculé par la ligne 13, pour produire le gaz réducteur dans le gazéifieur 16.
Les autres conditions opératoires et les résultats sont présentés dans le tableau II.
Ces résultats montrent que le procédé de l'invention permet de conver-tir, avec un rendement élevé, un résidu pétrolier lourd en distillats de bonne qualité.
.A~LEAU II
~C t;t t ¦N de ligne¦ T ¦Débit ¦ Composition % volume ¦ ou I C ¦kg/h ¦H2 C0 C02 H2S H20 CH4 C2~l6 j jd'appareil ~
¦ Charge ~ 100 ¦ huile de re-cyclage 1 2 ! 1 50 I " I 9 1 100 1 55 ¦ gaz rédu~teu~¦ 7 ¦1400 ¦ (60)*¦56 29 9 0,4 5,6 vapeur d'eaul 35 ¦ 350 ¦ 16 Igaz recyclage¦ 36 ¦ 350 ¦ (60)*¦55 10 5 21 9 ¦ Résidu 1 13 ! ¦ 7,2 ¦
¦ Eau ¦ 15 ¦ ¦ 4 ~ 24 1 1 3,5 ! 0xygène 1 34 1 j(ll,9)*
¦ Gaz 1 30 ¦ ¦ 20,5 ¦55 10 5 21 9 ¦ C2 + H2S I 28 1 ¦(13)* ¦ 75 25 ¦ huile légèrel 31 ¦ ¦ 61 I huile lourde¦ 26 ¦ ¦ 24,9 ¦
6 1 580 1 I j I ! lo 1 420 ! I 11 1 400 1 1 16 l1400 I
* Débit exprimé en Nm3/h
De nombreuses techniquPsde valorisation de telles huiles lourdes en produits plus légers ont déjà été proposées.
Les procédés habituellement utilisés dans le raffinage du pétrole mettant en oeuvre un traitement catalytique en présence d'hydrogèn~
tels que l'hydrocraquage catalytique,ne conviennent pas par suite de l'empoisonnement rapide des catalyseurs par les com~sés organométalliques et les asphaltènes contenus dans ces charges lourdes.
Les procédés mettant en oeuvre un traitement thermique tels que le craquage thermique, ou la cokéfaction conviennent mal également car ils donnent un rendement faible en hydrocarbures distillables, par ailleurs de mauvaise qualité, et un rendement élevé en coke ou brai difficilement valorisables.
Différentes solutions ont été proposées pour améliorer la qualité
des produits formés et réduire la formation de coke ou de brai.
Une prernière voie consiste à effectuer un craquage thermique en présence d'un diluant donneur d'hydrogène renfermant des hydrocar-bures polyaromatiques partiellement hydrogénés Cette technique connue sous le nom de "Hydrogen Donor Diluent Cracking" est décrite notamment dans le brevet US 2,953,513. De nombreux breve~s décrivent ~.
s des variantes de cette technique. Ainsi le brevet US 4,115,246 décrit un procédé de craquage d'huiles lourdes en présence d'un dilua~t donneur d'hydrogène, dans lequel on sépare, des produits de craquage, une fraction gas oil recyclée après hydrogénation comme diluant donneur d'hydrogène et un résidu ou brai utilisé pour la production de l'hydrogène nécessaire par oxyvapogazéification.
Les conditions o?ératoires dans l'étape de craquage sont générale-ment une température de 370 a 538 C, une pression suffisante pour maintenir une phase liquide et un temps de résidence de 0,25 à
5 heures.
Une seconde voie consiste a effectuer un chauffage rapide de la ma-tiere carbonée sous pression d'hydrogène (hydropyrolyse éclair) suivi d'une trempe afin d'éviter les réactions de recombinaison des produits de craquage. Les brevets US 2,875,150 et US 3,855,070 dé-crivent deux modes de mise en.oeuvre de ce principe. Le craquage est généralement effectué a une température de 600 à 900 C, sous pression supérieure à 5 bars avec un temps de residence inférieur à 10 secondes.
~algré les améliorations apportées par ces innovations, les quantités de résidu formé, coke ou brai, restent élevées au détriment du ren-dement en produits légers recherchés. Par ailleurs, les solutions technologiques apportées, notamment en ce qui concerne le chauffage rapide de la charge sont lourdes et/ou dispendieuses sur le plan énergétique.
Le procédé de l'invention remédie à ces inconvénients et permet de convertir une huile lourde ou un résidu pétrolier en produits gazeux et en distillats avec un rendement énergétique optimisé.
Le procédé comprend les étapes suivantes :
a) on porte a 350-450 C un mélange d'une charge d'huile lourde et/ou de résidu pétrolier avec une première fraction d'huile d~ recyclage ,. ,~ .
hydrogénée, provenant de l'étape (g), puis on le mélange avec un gaz réducteur contenant de l'hydrogène, du monoxyde de carbone e-t de la vapeur d'eau, admis à une température d'au moins 800 C et provenan-t au moins en partie de l'étape (c), de manière a porter la température du rnélange résultant charge + gaz a une valeur corn-prise entre 530 et 850 C, et on maintien-t ledit mélange dans ledit domaine de température, sous une pression d'au moins 20 bars, pen-dant un temps de 0,1 à 60 secondes, b) on mélange le produit résultant de l'étape (a) avec une seconde fraction d'huile de recyclage hydrogénée provenant de l'étape (g) et dont la température est inférieure a 300 C, de manière à abaisser la température dudit produit depuis ladite valeur située entre 530 et 850 C jusqu'à une valeur inférieure à 450 C, puis on met le produit résultant en contact direct avec un courant de gaz ren-fermant de l'hydrogène et de la vapeur d'eau, obtenu à l'étape (f), de manière à vaporiser au moins 80 % du liquide présent à une température inférieure à 450 C, et on sépa.e la phase gazeuse résul-tante d'une fraction non-vaporisée de brai et/ou de coke, c) on traite la fraction lourde de brai e-t/ou de coke par l'oxygène et la vapeur d'eau dans les conditions de l'oxyvapo-gazéification du carbone, pour la convertir au moins en partie en un gaz réduc-teur comprenant de l'hydrogène, du monoxyde de carbone et de la vapeur d'eau et on envoie au moins une partie de ce gaz réducteur, dont la température est d'au moins 800 C, a l'étape (a), d) on fait.passer la phase gazeuse de l'étape (b), renfermant de l'hydrogène, du monoxyde de carbone, du dioxyde de carbone, de la vapeur d'eau et des vapeurs d'hydrocarbures, sur un catalyseur d'hydrogénation, dans des conditions d'hydrogénation, e) on fractionne les produits de l'étape (d) en une phase gazeuse, une phase aqueuse, une fraction d'hydrocarbures liquides légers distillant normalement, au moins en majeure partie, au dessous de . . - 4 -~ . . .
S
250 C et une fraction d'hydrocarbures liquides lourds distillant, au moins en majeure par-tie, au-dessus de 250~ C, et dont le rapport atomique H/C est en-tre 1,2 et 1,7, f) on traite la phase gazeuse de l'étape (e) de manière a éliminer au moins la plus grande partie du dioxyde de carbone et de l'hydro-gène sulfuré qu'elle contient et on en recycle au moins une partie à l'étape (b), et g) on recycle aux étapes (a) et (b) au moins une partie de la frac-tion lourde, distillant en majeure partie au-dessus de 250 C,obtenue à l'étape (e),pour constituer au moins une partie desdits courants d'huile de recyclage hydrogénée.
Ce procédé présente plusieurs avantages par rapport aux techniques décrites dans l'art antérieur.
Ainsi, la chaleur sensible contenue dans le gaz réducteur brut sortant de la zone de gazéification du résidu à une température de 300 a 1500 C, es-t mise à profit pour porter rapldement à la température désirée la charge d'huile lourde et d'huile de recy-clage dans le réacteur d'hydropyrolyse (étape (a), ce qui permet une importante économie d'énergie.
Le recyclage, après hydrogénation, d'une partie de la fraction lourde des hydrocarbures produits, permet de diminuer notablement la quantité de brai et/ou de coke dans l'étape d'hydropyrolyse et d'améliorer le rendement en produits nobles recherchés.
Le refroidissement brutal des produits de l'hydropyrolyse en pré-sence d'huile de recyclage hydrogénée, associé au stripping des produits lourds par un gaz contenant de l'hydrogène,permet de blo-quer les réactions de repolymérisation et d'effectuer une sépara-'ion efficace des produits lourds des hydrocarbures vaporisables os envoyés à l'hydrotraitement catalytique. Par ailleurs, la ~empérature de cet effluent peut facilement etre maintenue à un niveau suffisant pour effectuer l'hydrotraitement,ce qui supprime les besoins de réchauffage.
De plus, l'hydrotraitement catalytique est effectué au moyen des gaz réducteurs non consommés dans l'é~ape d'hydropyrolyse. En fait grace 'a la présence de vapeur d'eau, le monoxyde de carbone est converti au moins partiellement en hydrogène et dioxyde de carbone dans les étapes d'hydropyrolyse et d'hydrotraitement catalytique.
Cette intégration de la production de l'hydrogène nécessaire au procédé permet d'importantes économies d'investissement et d'énergie.
Vne description plus détaillée du procédé de l'invention qui est illustré par la Figure, est donnée ci-après à titre d'exemple non limitatif de réalisation.
La charge d'huile lourde ou de résidu pétrolier est introduite par la ligne l dans le four de préchauffage 3 après mélange avec l'huile de recyclage hydrogénée arrivant par la ligne 2. Le rapport pondéral charge est usuellement compris entre 0,1 et 3,de pré-férence entre 0,2 et 2~ L'huile de recyclage a un point d'ébullition dans les conditions normales généralement supérieur à 250 C et un rapport atomique H compris entre 1,2 et 1,7. Le mélange est porté dans le préchauffeur 3 à une température de 350 a 450 C sous une pression d'au moins 20 bars, par exemple de 20 à 200 bars. On a intéret a opérer à la pression la plus élevée ?ossible pour éviter la formation de coke. Cependant, l'intégration de cette étape dans l'ensemble du procédé conduit généralement à opérer à une pression voisine et légèrement supérieure à celle de l'étape suivante d'hydro-pyrolyse. Une injection de gaz de recyclage contenank de l'hydrogène peut éventuellement être effectuée avant l'entrée dans le four.
Le mélange préchauffé est envoyé par la ligne 4 dans le réacteur d'hydropyrolyse 6 où il rencontre le gaz réducteur brut introduit par la ligne 7 à une température de 800 a 1500 C. Une injection secondaire de gaz de recyclage contenant de l'hydrogène peut égale-ment être effectuée par la ligne 5 pour pulveriser la charge liquide a l'entrée du réacteur. Le réacteur d'hydropyrolyse fonctionne de préférence dans des conditions autothermiques à une température de 530 à 850D C.de préférence 550 à 800 ~ SOU5 une pression de 20 a 150 bars. La température peut être maintenue dans la plage désirée par réglage des températures et des débits des alimentations.
Différents types de réacteurs peuvent etre utilisés, en particulier les réacteurs à lit fluidisé ou à lit entrainé mettant en oeuvre des circulations de particules solides. On utilise de préférence un réacteur du type pyrolyse éclair constitué par un dispositif de mélange des alimentations et une chambre de réaction vide. Le temps de sejour des réactifs dans le réacteur est compris entre 0,1 et 60 secondes, de préférence entre 0,5 et 20 secondes. ~ien entendu, l'hydropyrolyse peut être effectuée en utilisant un courant d'hydrogène purifié en plus du gaz de synthèse brut. On préfère cependant n'utiliser que ce dernier gaz pour des raisons d'économie.
L'effluent du réacteur d'hydropyrolyse évacué par la ligne 8 est refroidi à une température de 350 à 450 C par contact direct a~ec une huile de recyclage hydrogénée injectée par la ligne 9. Cette huile a les mêmes caractéristiques que celle utilisée pour diluer la charge et provient de la zone de fractionnement 22. En plus de son rôle de refroidissement, cette huile a un role de stabilisan des produits de pyrolyse en limitant la condensation de certains fragments, probablement par cession d'hydrogène~ et con-tribue ainsi à minimiser la formation de produits lourds. Le mélange est alors introduit par la ligne 10 dans le séparateur ll au bas duquel on injecte par la ligne 12 un mélange de vapeur d'eau surchauffée arrivant par la ligne 35 et d'un gaz de recyclage contenant de l'hydrogène provenant de la zone de lavage 27 par les lignes 29, ., 37 et 36. Ces gaz rencontrent ainsi, de préférence, à contre courant, les produits lourds liquides et/ou solides qui descenden-t vers le bas de la colonne et sont évacués par la ligne 13 i`avorisant ainsi la vaporisation des hydrocarbures vaporisables et minimisant la quantité de résidu. I,es gaz chargés en vapeurs d'hydrocarbures sont évacués au sommet de l'appareil par la ligne 14. Le séparateur 11 est par exemple une colonne garnie de chicanes favorisant le contact entre les phases tout en permettant l'écoulement du résidu. La tem-pérature est de 350 à 450 C et la pression sensiblement la même que dans l'étape d'hydropyrolyse.
Le résidu lourd de consistance liquide ou solide selon les conditions opératoires et contenant la plus grande partie des métaux renfermés par la charge~ est véhiculé par la ligne 13 vers le réacteur de gazéification 16 où il est mis en contact avec de l'oxygène et de l'eau, ou de la vapeur d'eau, introdui-ts respectivement par les lignes 34 et 15, dans les conditions de l'oxyvapogazéification de la matière carbonée, c'est-à-dire, par exemple, 800 - 1500 C et 1 - 200 bars.
Si la quantité de résidu lourd disponible est insuffisante pour produire les gaz réducteurs hydrogène et monoxyde de carbone néces-saires pour l'ensemble du procédé, on peut évidemment utiliser une matière carbonée d'appoint. Dans ce cas on utilise de préférence le mélange gazeux renfermant du méthane, de l'éthane, du monoxyde de carbone et de l'hydrogène soutiré par la ligne 30.
L'eau injectée par la ligne 15 provient d'un appoint ex-térieur par la ligne 33 mais peut également provenir pour une partie d'un recyclage par la ligne 24 de l'eau récupérée dans la zone de frac-tionnement 22. La gazéification est effectuée de préférence à une pression voisine et légèrement supérieure à celle de l'étape d'hydropyrolyse, ce qui permet d'injecter directemen-t les gaz chauds, a une température de 800 à 1500 C dans le réacteur 6 par l'intermédiaire de la ligne ~. Une séparation au moins partielle des cendres contenant les métau~ de la charge et du carbone non transformé est effectuée dans le bas du gazéifieur lfi. Celles-ci sont évacuées par la ligne 17. Tout procédé d'oxyvapogazéification assurant un bon taux de transformation de la matière carbonée du résidu peut être utilisé, par exemple les systèmes à lit fluidi~é, a ~lux entrainé ou à bain fondu.
On peut aussi intégrer dans un même réacteur les zones d'hydropyro lyse 6, de séparation 11 et d'oxyvapogazéification 16 du résidu, par exemple avec un système de lits fluidisés circulants.
Les gaz chargés en vapeurs d'hydrocarbures condensables et renfermant en outre, notamment, de l'hydrogène, du monoxyde de carbone, du dioxyde de carbone, de la vapeur d'eau, du méthane et de l'éthane véhiculés dans la ligne 14, sont introduits dans le réacteur d'hydro-génation catalytique 18 renfermant un catalyseur du type de ceux utilisés pour l'hydrogénation, l'hydrodésulfuration ou l'hydrocra-quage des fractions pétrolières. Ces catalyseurs sont constitués par exemple de composés du Co, Mo, Ni et/ou W déposés sur des supports d'alumine, de silice ou de silice-alumine.
La température et la pression sont généralement voisines de celles du séparateur ll c'est-à-dire respectivement de 350 à 450~ C et de 20 à 150 bars. La vitesse spatiale comptée par rapport aux hydro-carbures condensables présents dans l'alimentation du réacteur est de 0,1 à 2 volumes~volume/heure Selon la sévérité des conditions opératoires, les hydrocarbures subissent une hydrogénation, une désulfuration et un hydrocraquage plus ou moins poussé. Ces conditions sont généralement choisies pour que la fraction de point d'ébullition normal supérieur à 250 C, séparée en Z2,ait un rapport atomique H compris entre 1,2 et 1,7.
Grâce a l'élimination de la majeure partie des composés métalliques _ g _ .. ..
,.
B~)S
dans le résidu séparé en 11, le catalyseur présente une bonne stabi-lité dans le temps.
En meme temps que les réactions précitées, le catalyseur provoque la -transformation d'une partie notable du monoxyde de carbone pré-sen-t dans le gaz, en hydrogène et dioxyde de carbone par réac-tion avec la vapeur d'eau. Pour favoriser cette réaction, le rapport molaire H20 dans l'alimentation du réacteur 18 est maintenu entre 0,8 et 1,2 en ajustant le débit de vapeur d'eau injectée par la ligne 35.
Les produits sortant du réacteur 18 par la ligne 19 sont refroidis dans l'échangeur 20, détendus au voisinage de la presslon atmosphé-rique, puis introduits par la ligne 21 dans la zone de fractionne-ment 22. Ils sont fractionnés en une phase gazeuse renfermant essen-tiellement de l'hydrogène, du dioxyde de carbone, du monoxyde de carbone, de l'hydrogène sulfuré, du méthane et de l'éthane, évacuée par la ligne 23 ; une phase aqueuse recyclée par la ligne 24 au réacteur d'oxyvapogazéification 16 ; une phase d'hydrocarbures li-quides légers de point d'ébu].lition normal généralement inférieurà 250 C, par exemple 30 - 250 C, soutirée par la ligne 31 et une phase d'hydrocarbures liquides lourds de point d'ébullition normal généralement supérieur à 250 C, soutirée par la ligne 25. On recycle au moins une partie de cette fraction par la ligne 32 comme diluant de la charge d'huile lourde (ligne 2) et comme liquide de refroidis-sement des produits d'hydropyrolyse (ligne 9). L'excédent est évacué
par la ligne 26.
Les gaz évacués par la ligne 23 sont introduits dans la zone de lavage 27 où l'on sépare par des méthodes connues au moins la majeure partie du dioxyde de carbone et de l'hydrogène sulfuré, évacués par la ligne 28. L'effluent purifié, composé en majeure partie d'hydrogène, de monoxyde de carbone, de méthane et d'éthane est soutiré par la ligne 29 et séparé en deux flux : un prernier flux _ ~ _ ~æ
esk soutiré par la ligne 30, le second est recyclé par la ligne 37 d'une part vers l'entrée du réacteur d'hydropyrolyse comme gaz de pulvérisation de la charge (ligne 5), d'autre part vers le bas du séparateur 11 comme gaz d'entrainement (ligne 36). Le mélange gazeux soutiré par la ligne 30 peut évidemment être fractionné
pour récupérer les hydrocarbures gazeux et recycler l'hydrogène et le monoxyde de carbone vers la zone d'hydrogénation catalytique 18. On peut aussi le traiter sur un catalyseur de méthanisation du monoxyde de carbone de manière à obtenir un gaz naturel de substitution . Généralement on préfère le recycler, sans fraction-nement préalable, au réacteur de gazéification 16 dans lequel le méthane et l'éthane sont transformés en monoxyde de carbone et hydrogène par réaction avec l'oxygène et la vapeur d'eau.
EXEMPLE_ On donne ci-après un exemple, non limitatif, de mise en oeuvre de l'invention selon le schéma de la figure.
20. La charge est constituée par un résidu de distillation atmosphé-rique d'un pétrole lourd Boscan (r~n d'un gisement de ~e~r~le : du Vénezuela).
Les caractéristiques de la charge et des produits liquides obtenus sont présentées dans le tableau I.
b -- 11 --~ ` .
TABLEAU I
huile légèrel huile lourde ¦ Charge j (ligne 31) l (ligne 25) I-- ! i ¦ densité 20/20 C ¦ 1,018 ¦ 0,842 ¦ 0,925 ¦ S % poids ¦ 5 ¦ 0,5 ¦ 0,8 ~ N % poids ¦ 0,75 ¦ 0,03 ¦ 0,08 I C atomique ¦ 1,4 ¦ 1,9 ¦ 1,53 ¦ Vanadium ppm poids ¦ 1205 ¦ 0 ' 2 ¦ Nickel ppm poids ¦ 116 ¦ 0 ! 0,5 ¦ Carbone Conradson ¦ 17 ¦ 0 ¦ 1,8 I % poids ! l l I
¦ Point d'ébullition i 350 ¦ 40 ¦ 250 ! initial C (1) ¦ Point d'ébullition ¦ . I c'.50 ¦ 500 j final C (1) ~
¦ Résidu 525C ¦ 66 ¦ 0 ¦ 0 I % poids ¦% poids de la charge ¦ ¦ 61 1 24,9 (1) ramené à la pression de l'atmosphère.
Le temps de séjour des réactifs dans le réacteur d'hydropyrolyse 6 est d'environ 8 secondes.
La pression opératoire dans les appareils 3, 6, 11 et 18 est d'en-viron 95 bars. Le réacteur d'hydrogénation catalytique 18 renferme 200 1 de catalYseur à base de nickel et tungs-tène sur un support d'alumine. Le gaz séparé en 22 par la ligne 23 est lavé dans la colonne 27 par une solution aqueuse de monoéthanolamine de manière à séparer le dioxyde de carbone et l'hydrogène sulfuré qu'il con-tient. Le gaz soutiré par la ligne 30 est utilisé avec le résidu S
véhiculé par la ligne 13, pour produire le gaz réducteur dans le gazéifieur 16.
Les autres conditions opératoires et les résultats sont présentés dans le tableau II.
Ces résultats montrent que le procédé de l'invention permet de conver-tir, avec un rendement élevé, un résidu pétrolier lourd en distillats de bonne qualité.
.A~LEAU II
~C t;t t ¦N de ligne¦ T ¦Débit ¦ Composition % volume ¦ ou I C ¦kg/h ¦H2 C0 C02 H2S H20 CH4 C2~l6 j jd'appareil ~
¦ Charge ~ 100 ¦ huile de re-cyclage 1 2 ! 1 50 I " I 9 1 100 1 55 ¦ gaz rédu~teu~¦ 7 ¦1400 ¦ (60)*¦56 29 9 0,4 5,6 vapeur d'eaul 35 ¦ 350 ¦ 16 Igaz recyclage¦ 36 ¦ 350 ¦ (60)*¦55 10 5 21 9 ¦ Résidu 1 13 ! ¦ 7,2 ¦
¦ Eau ¦ 15 ¦ ¦ 4 ~ 24 1 1 3,5 ! 0xygène 1 34 1 j(ll,9)*
¦ Gaz 1 30 ¦ ¦ 20,5 ¦55 10 5 21 9 ¦ C2 + H2S I 28 1 ¦(13)* ¦ 75 25 ¦ huile légèrel 31 ¦ ¦ 61 I huile lourde¦ 26 ¦ ¦ 24,9 ¦
6 1 580 1 I j I ! lo 1 420 ! I 11 1 400 1 1 16 l1400 I
* Débit exprimé en Nm3/h
Claims (7)
1. Procédé de conversion d'huile lourde ou de résidu pétrolier en hydrocarbures gazeux et distillables, caractérisé en ce que:
a) on porte à 350-450°C un mélange d'une charge d'huile lourde et/ou de résidu pétrolier avec une première fraction d'huile de recyclage hydrogénée, provenant de l'étape (g), puis on le mélange avec un gaz réducteur contenant de l'hydro-gène, du monoxyde de carbone et de la vapeur d'eau, admis à une température d'au moins 800°C et provenant au moins en partie de l'étape (c), de manière à porter la température du mélange résultant charge + gaz à une valeur comprise entre 530 et 850°C, et on maintient ledit mélange dans ledit domaine de température, sous une pression d'au moins 20 bars, pendant un temps de 0,1 à 60 secondes;
b) on mélange le produit résultant de l'étape (a) avec une seconde fraction d'huile de recyclage hydrogénée provenant de l'étape (g) et dont la température est inférieure à
300°C, de manière à abaisser la température dudit produit depuis ladite valeur située entre 530 et 850°C jusqu'à une valeur inférieure à 450°C, puis on met le produit résultant en contact direct avec un courant de gaz renfermant de l'hydrogène et de la vapeur d'eau, obtenu à l'étape (f), de manière à vaporiser au moins 80% du liquide présent à une température inférieure à 450°C, et on sépare la phase gazeuse résultante d'une fraction non-vaporisée de brai et/ou de coke;
c) on traite la fraction lourde de brai et/ou de coke par l'oxygène et la vapeur d'eau dans les conditions de l'oxyvapo-gazéification du carbone, pour la convertir au moins en partie en un gaz réducteur comprenant de l'hydrogène, du monoxyde de carbone et de la vapeur d'eau et on envoie au moins une partie de ce gaz réducteur, dont la température est d'au moins 800°C, à l'étape (a), d) on fait passer la phase gazeuse de l'étape (b), renfermant de l'hydrogène, du monoxyde de carbone, du dioxyde de carbone, de la vapeur d'eau et des vapeurs d'hydrocarbures, sur un catalyseur d'hydrogénation, dans des conditions d'hydrogénation, e) on fractionne les produits de l'étape (d) en une phase gazeuse, une phase aqueuse, une fraction d'hydrocarbures liquides légers distillant normalement, au moins en majeure partie, au dessous de 250°C et une fraction d'hydrocarbures liquides lourds distillant, au moins en majeure partie, au-dessus de 250°C, et dont le rapport atomique H/C est entre 1,2 et 1,7, f) on traite la phase gazeuse de l'étape (e) de manière à
éliminer au moins la plus grande partie du dioxyde de carbone et de l'hydrogène sulfuré qu'elle contient et on en recycle au moins une partie à l'étape (b), et g) on recycle aux étapes (a) et (b) au moins une partie de la fraction lourde, distillant en majeure partie au-dessus de 250°C, obtenue à l'étape (e), pour constituer au moins une partie desdits courants d'huile de recyclage hydrogénée.
a) on porte à 350-450°C un mélange d'une charge d'huile lourde et/ou de résidu pétrolier avec une première fraction d'huile de recyclage hydrogénée, provenant de l'étape (g), puis on le mélange avec un gaz réducteur contenant de l'hydro-gène, du monoxyde de carbone et de la vapeur d'eau, admis à une température d'au moins 800°C et provenant au moins en partie de l'étape (c), de manière à porter la température du mélange résultant charge + gaz à une valeur comprise entre 530 et 850°C, et on maintient ledit mélange dans ledit domaine de température, sous une pression d'au moins 20 bars, pendant un temps de 0,1 à 60 secondes;
b) on mélange le produit résultant de l'étape (a) avec une seconde fraction d'huile de recyclage hydrogénée provenant de l'étape (g) et dont la température est inférieure à
300°C, de manière à abaisser la température dudit produit depuis ladite valeur située entre 530 et 850°C jusqu'à une valeur inférieure à 450°C, puis on met le produit résultant en contact direct avec un courant de gaz renfermant de l'hydrogène et de la vapeur d'eau, obtenu à l'étape (f), de manière à vaporiser au moins 80% du liquide présent à une température inférieure à 450°C, et on sépare la phase gazeuse résultante d'une fraction non-vaporisée de brai et/ou de coke;
c) on traite la fraction lourde de brai et/ou de coke par l'oxygène et la vapeur d'eau dans les conditions de l'oxyvapo-gazéification du carbone, pour la convertir au moins en partie en un gaz réducteur comprenant de l'hydrogène, du monoxyde de carbone et de la vapeur d'eau et on envoie au moins une partie de ce gaz réducteur, dont la température est d'au moins 800°C, à l'étape (a), d) on fait passer la phase gazeuse de l'étape (b), renfermant de l'hydrogène, du monoxyde de carbone, du dioxyde de carbone, de la vapeur d'eau et des vapeurs d'hydrocarbures, sur un catalyseur d'hydrogénation, dans des conditions d'hydrogénation, e) on fractionne les produits de l'étape (d) en une phase gazeuse, une phase aqueuse, une fraction d'hydrocarbures liquides légers distillant normalement, au moins en majeure partie, au dessous de 250°C et une fraction d'hydrocarbures liquides lourds distillant, au moins en majeure partie, au-dessus de 250°C, et dont le rapport atomique H/C est entre 1,2 et 1,7, f) on traite la phase gazeuse de l'étape (e) de manière à
éliminer au moins la plus grande partie du dioxyde de carbone et de l'hydrogène sulfuré qu'elle contient et on en recycle au moins une partie à l'étape (b), et g) on recycle aux étapes (a) et (b) au moins une partie de la fraction lourde, distillant en majeure partie au-dessus de 250°C, obtenue à l'étape (e), pour constituer au moins une partie desdits courants d'huile de recyclage hydrogénée.
2. Procédé selon la revendication 1, dans lequel, à l'étape (d), le rapport molaire H2O/CO de la phase gazeuse passant sur le catalyseur d'hydrogénation est maintenu entre 0,8 et 1,2.
3. Procédé selon la revendication 1, dans lequel le rapport pondéral huile de recyclage/charge, à l'étape (a), est choisi entre 0,2 et 2.
4. Procédé selon la revendication 1, dans lequel du gaz de recyclage provenant de l'étape (f) est envoyé à
l'étape (a), de manière à être présent lors du chauffage jusqu'à 350-450°C.
l'étape (a), de manière à être présent lors du chauffage jusqu'à 350-450°C.
5. Procédé selon la revendication 1, dans lequel le temps de séjour de l'étape (a) est de 0,5 à 20 secondes.
6. Procédé selon la revendication 1, dans lequel, à l'étape (d), la température est de 350 à 450°C et la pres-sion de 20 à 150 bars, le catalyseur d'hydrogénation renfer-mant au moins un composé de cobalt, molybdène, nickel et/ou tungstène.
7. Procédé selon la revendication 1, dans lequel, à l'étape (b), la vaporisation est effectuée à 350-450°C.
Applications Claiming Priority (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| FR8121940A FR2516932B1 (fr) | 1981-11-24 | 1981-11-24 | Procede de conversion d'huiles lourdes ou de residus petroliers en hydrocarbures gazeux et distillables |
| FR81/21.940 | 1981-11-24 |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| CA1191805A true CA1191805A (fr) | 1985-08-13 |
Family
ID=9264292
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| CA000416268A Expired CA1191805A (fr) | 1981-11-24 | 1982-11-24 | Procede de conversion d'huiles lourdes ou de residus petroliers en hydrocarbures gazeux et distillables |
Country Status (5)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US4405442A (fr) |
| JP (1) | JPS5898386A (fr) |
| CA (1) | CA1191805A (fr) |
| DE (1) | DE3242727A1 (fr) |
| FR (1) | FR2516932B1 (fr) |
Families Citing this family (11)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| FR2538814B1 (fr) * | 1982-12-30 | 1986-06-27 | Inst Francais Du Petrole | Procede de traitement d'une huile lourde ou d'une fraction d'huile lourde pour les convertir en fractions plus legeres |
| FR2538811A1 (fr) * | 1982-12-30 | 1984-07-06 | Inst Francais Du Petrole | Procede de traitement d'une huile lourde ou d'une fraction d'huile lourde pour les convertir en fractions plus legeres |
| FR2539141A1 (fr) * | 1983-01-07 | 1984-07-13 | Inst Francais Du Petrole | Procede de traitement sur champ de production d'huiles lourdes de forte viscosite, permettant leur dessalage et leur transport |
| ZA845721B (en) * | 1983-08-01 | 1986-03-26 | Mobil Oil Corp | Process for visbreaking resids in the presence of hydrogen-donor materials |
| ZA844353B (en) * | 1983-08-23 | 1985-02-27 | Hri Inc | Vaporizing heavy hydrocarbon feedstocks without coking |
| FR2559497B1 (fr) * | 1984-02-10 | 1988-05-20 | Inst Francais Du Petrole | Procede de conversion de residus petroliers lourds en hydrogene et hydrocarbures gazeux et distillables |
| US4578175A (en) * | 1984-04-02 | 1986-03-25 | Conoco Inc. | Combined process for coal pyrolysis and char gasification |
| US4808289A (en) * | 1987-07-09 | 1989-02-28 | Amoco Corporation | Resid hydrotreating with high temperature flash drum recycle oil |
| US4883582A (en) * | 1988-03-07 | 1989-11-28 | Mccants Malcolm T | Vis-breaking heavy crude oils for pumpability |
| KR100326588B1 (ko) * | 1998-12-28 | 2002-10-12 | 에스케이 주식회사 | 근적외선분광분석기술을활용한자동원유분석방법 |
| CN116355650A (zh) * | 2021-12-28 | 2023-06-30 | 中国石油天然气股份有限公司 | 有机液体储氢材料及其制备方法 |
Family Cites Families (10)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US1994982A (en) * | 1928-07-21 | 1935-03-19 | Universal Oil Prod Co | Hydrogenation of hydrocarbons |
| US2461153A (en) * | 1945-04-14 | 1949-02-08 | Texaco Development Corp | Method of manufacturing high antiknock synthesis gasoline |
| US2539434A (en) * | 1947-02-25 | 1951-01-30 | Hydrocarbon Research Inc | Synthesis of hydrocarbons |
| US2698830A (en) * | 1950-10-06 | 1955-01-04 | Texaco Development Corp | Hydrocarbon conversion process |
| US3369994A (en) * | 1965-12-29 | 1968-02-20 | Texaco Inc | Hydroconversion of hydrocarbons |
| GB1440407A (en) * | 1974-03-12 | 1976-06-23 | Texaco Development Corp | Desulphurization of hydrocarbonaceous fuels |
| US3907920A (en) * | 1974-03-25 | 1975-09-23 | Continental Oil Co | Two-stage hydropyrolysis-cracking process for producing ethylene |
| GB1504776A (en) * | 1975-08-14 | 1978-03-22 | Davy Powergas Ltd | Hydrocracking c3 or higher hydrocarbon feedstock |
| US4115246A (en) * | 1977-01-31 | 1978-09-19 | Continental Oil Company | Oil conversion process |
| FR2396794A1 (fr) * | 1977-07-05 | 1979-02-02 | Ceca Sa | Procede de craquage sous pression d'hydrogene pour la production d'olefine |
-
1981
- 1981-11-24 FR FR8121940A patent/FR2516932B1/fr not_active Expired
-
1982
- 1982-11-19 DE DE19823242727 patent/DE3242727A1/de not_active Withdrawn
- 1982-11-24 JP JP57206823A patent/JPS5898386A/ja active Pending
- 1982-11-24 US US06/444,268 patent/US4405442A/en not_active Expired - Fee Related
- 1982-11-24 CA CA000416268A patent/CA1191805A/fr not_active Expired
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPS5898386A (ja) | 1983-06-11 |
| US4405442A (en) | 1983-09-20 |
| FR2516932B1 (fr) | 1985-07-19 |
| DE3242727A1 (de) | 1983-07-14 |
| FR2516932A1 (fr) | 1983-05-27 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| RU2395562C2 (ru) | Последовательность процессов гидроконверсии и конверсии с водяным паром с целью оптимизации получения водорода на разрабатываемых месторождениях | |
| CA1253822A (fr) | Procede de conversion de residus petroliers lourds en hydrogene et hydrocarbures gazeux et distillables | |
| JP2020097756A (ja) | 石油から金属を除去するシステム | |
| KR20190139917A (ko) | 원유의 변환을 위한 시스템 및 공정 | |
| US20080149534A1 (en) | Method of conversion of residues comprising 2 deasphaltings in series | |
| JP5876575B2 (ja) | 流動接触分解プロセス用の水素に富む原料 | |
| RU2005117790A (ru) | Способ переработки тяжелого сырья, такого как тяжелая сырая нефть и кубовые остатки | |
| FR2887557A1 (fr) | Enchainement integre de procedes d'extraction et de traitement d'un brut extra lourd ou bitumeux | |
| RU2006115300A (ru) | Комплексный способ конверсии содержащего уголь сырья в жидкие продукты | |
| CA1191805A (fr) | Procede de conversion d'huiles lourdes ou de residus petroliers en hydrocarbures gazeux et distillables | |
| US4125452A (en) | Integrated coal liquefaction process | |
| EP1204719B1 (fr) | Craquage thermique integre de residu et processus d'oxydation partielle | |
| CA2199045C (fr) | Procede de craquage thermique d'une huile residuelle d'hydrocarbure | |
| CN115151625B (zh) | 将原油直接提质为氢和化学品的系统和工艺 | |
| NL8101051A (nl) | Werkwijze voor het verbeteren van de kwaliteit van zware koolwaterstoffen. | |
| FR2969650A1 (fr) | Procede de conversion de charge hydrocarbonee comprenant une huile de schiste par hydroconversion en lit bouillonnant, fractionnement par distillation atmospherique et extraction liquide/liquide de la fraction lourde | |
| JP4564176B2 (ja) | 原油の処理方法 | |
| EA001938B1 (ru) | Способ и аппаратура для облагораживания углеводородного сырья, содержащего серу, металлы и асфальтены | |
| CA2018013A1 (fr) | Procede de conversion d'huile lourde | |
| FR2516931A1 (fr) | Procede de conversion d'une matiere carbonee en hydrocarbures paraffiniques inferieurs et hydrocarbures aromatiques monocycliques | |
| JP5489715B2 (ja) | 改質原料油を用いたディレードコーキングプロセス | |
| EP0488473B1 (fr) | Procédé de conversion d'une huile lourde | |
| SU303883A1 (ru) | Способ переработки тяжелых вакуумных остатковнефти | |
| FR2845372A1 (fr) | Procede de recuperation d'hydrogene dans un effluent hydrocarbone gazeux par reaction chimique | |
| JPS60163996A (ja) | 重質炭化水素の熱分解方法 |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| MKEC | Expiry (correction) | ||
| MKEX | Expiry |