CA2607252C

CA2607252C - Method and installation for fixed bed conversion of heavy petroleum fractions with integrated production of middle distillates with a very low sulphur content

Info

Publication number: CA2607252C
Application number: CA2607252A
Authority: CA
Inventors: Frederic Morel; Andrea Gragnani
Original assignee: IFP Energies Nouvelles IFPEN
Current assignee: IFP Energies Nouvelles IFPEN
Priority date: 2006-10-24
Filing date: 2007-10-22
Publication date: 2015-10-13
Anticipated expiration: 2027-10-22
Also published as: FR2907459B1; CA2607252A1; FR2907459A1

Abstract

The present invention pertains to a method and a treatment installation for a heavy petroleum stream of which at least 80% in weight has a boiling point greater than 340°C, the process including the following steps: (a) hydroconversion in a fixed bed reactor operating with an upflow of liquid and gas, the net conversion in boiling products below 360°C being 10 to 99 wt%; (b) separating the effluent from step (a) into a gas containing hydrogen and H2S, a fraction including gas-oil and optionally a fraction heavier than the gas-oil and a naphtha fraction; (c) hydrotreatment by contact with at least one catalyst of at least the fraction including the gas-oil obtained in step (b); (d) separation of the effluent obtained from step (c) into a gas containing hydrogen and at least one gas-oil fraction containing a sulphur content of less than 50 ppm, preferably of less than 20 ppm and still more preferably of less than 10 ppm, the hydroconversion step (a) being conducted at pressure P1 and the hydrotreatment step (c) being conducted at pressure P2, the difference AP = P1 - P2 being at the least 2 MPa, the hydrogen supply for the hydroconversion step (a) and hydrotreatment step (c) being ensured by a single system with n compression stages.

Description

PROCEDE ET INSTALLATION DE CONVERSION DE FRACTIONS LOURDES
PETROLIERES EN LIT FIXE AVEC PRODUCTION INTEGREE DE DISTILLATS MOYENS
A TRES BASSE TENEUR EN SOUFRE.
DOMAINE DE L'INVENTION
L'invention concerne un procédé amélioré de conversion de fractions lourdes pétrolières en lit fixe avec production intégrée de coupes gazole à très basse teneur en soufre, et l'installation permettant la mise en uvre dudit procédé.
La présente invention concerne un procédé et une installation pour le traitement des charges lourdes hydrocarbonées contenant des impuretés soufrées, azotées et métalliques.
Elle concerne un procédé permettant de convertir au moins en partie une telle charge d'hydrocarbures, par exemple un distillat sous vide de distillation directe, un distillat sous vide issu d'un procédé de conversion ou des huiles désasphaltées au solvant, en gazole répondant aux spécifications en soufre c'est-à-dire ayant moins de 50 ppm de soufre, de préférence moins de 20 ppm et plus préférentiellement encore moins de 10 ppm, et un ou plusieurs produits lourds pouvant être avantageusement utilisés comme charge pour le craquage catalytique (tel que le craquage catalytique en lit fluide), comme charge pour l'hydrocraquage (tel que l'hydrocraquage catalytique à haute pression), comme huile combustible à haute ou basse teneur en soufre, comme charge pour un procédé à
réjection de carbone (tel que le coker).
ARRIERE PLAN TECHNOLOGIQUE DE L'INVENTION
Jusqu'en 2000, la teneur en soufre autorisée dans le diesel était de 350 ppm.
Or des valeurs drastiquement plus contraignantes ont été imposées depuis 2005 puisque cette teneur maximale ne doit pas dépasser 50 ppm. Cette valeur maximale sera prochainement révisée à la baisse et ne devrait pas dépasser 10 ppm dans quelques années.
Il est donc nécessaire de développer des procédés répondant à ces exigences sans augmenter de façon rédhibitoire le prix de production.
Les essences et les gazoles issus de procédé de conversion, comme par exemple l'hydroconversion, sont très réfractaires à l'hydrotraitement si on les compare à des gazoles issus directement de la distillation atmosphérique des bruts.
Pour obtenir des teneurs en soufre très faibles, il est nécessaire de convertir les espèces les plus réfractaires, particulièrement les dibenzothiophènes di- et trialkylés ou présentant un plus grand degré d'alkylation, pour lesquels l'accès de l'atome de soufre au , la catalyseur est limité par les groupements alkyles. Pour cette famille de composés, la voie de l'hydrogénation d'un cycle aromatique avant la désulfuration par rupture de la liaison Csp3-S
est plus rapide que la désulfuration directe par rupture de la liaison Csp2-S. METHOD AND INSTALLATION FOR CONVERTING HEAVY FRACTIONS
FIXED BED PETROLERS WITH INTEGRATED PRODUCTION OF MEDIUM DISTILLATES
VERY LOW SULFUR CONTENT.
FIELD OF THE INVENTION
The invention relates to an improved method for converting heavy fractions fixed bed oil with integrated production of very low diesel fuel content sulfur, and the installation allowing the implementation of said method.
The present invention relates to a method and an installation for the treatment of heavy hydrocarbon feedstocks containing sulfur, nitrogen and metal.
It relates to a method for converting at least part of such charge hydrocarbons, for example a direct distillation vacuum distillate, a distillate under vacuum from a conversion process or solvent deasphalted oils, diesel satisfying the sulfur specifications, that is to say having less than 50 ppm of sulfur, preferably less than 20 ppm and more preferably still less than 10 ppm, and one or several heavy products that can be advantageously used as a load for the catalytic cracking (such as fluid-bed catalytic cracking), as charge for hydrocracking (such as catalytic hydrocracking at high pressure), as oil high or low sulfur fuel as a feedstock for a process rejection carbon (such as the coker).
BACKGROUND OF THE INVENTION
Until 2000, the sulfur content allowed in diesel was 350 ppm.
Gold drastically more restrictive values have been imposed since 2005 since this maximum level must not exceed 50 ppm. This maximum value will be shortly revised downward and should not exceed 10 ppm in a few years.
It is therefore necessary to develop processes that meet these requirements without to increase in a crippling way the price of production.
Gasolines and gas oils resulting from conversion processes, for example hydroconversion, are very refractory to hydrotreatment if they are compare to diesel directly from the atmospheric distillation of crudes.
To obtain very low sulfur contents, it is necessary to convert the most refractory species, particularly dibenzothiophenes di- and trialkylated or presenting a greater degree of alkylation, for which the access of the atom of sulfur , the The catalyst is limited by the alkyl groups. For this family of compounds, the path of the hydrogenation of an aromatic ring before desulfurization by breaking the Csp3-S bond is faster than direct desulfurization by breaking the Csp2-S bond.

2 H est également nécessaire d'obtenir une réduction significative de la teneur en azote par conversion notamment des espèces les plus réfractaires, particulièrement les benzacridines et les benzocarbazoles ; les acridines étant non seulement réfractaires mais aussi inhibitrices des réactions d'hydrogénation.
Les gazoles de conversion nécessitent donc des conditions opératoires très sévères pour atteindre les spécifications en soufre souhaitées.
Un procédé de conversion de fractions lourdes pétrolières incluant un lit fixe pour produire des distillats moyens de faible teneur en soufre a été décrit notamment dans la demande de brevet US 2003/0089637. Ce procédé permet cependant de réduire les taux de soufre au-dessous de 50 ppm uniquement dans des conditions très sévères de pression ce qui augmente considérablement le prix du gazole finalement obtenu.
li existe donc un réel besoin en un procédé permettant d'hydrotraiter des gazoles de conversion dans des conditions opératoires moins sévères permettant de réduire les investissements tout en gardant une durée de cycle raisonnable du catalyseur d'hydrotraitement et en permettant d'obtenir des teneurs en soufre inférieures à 50 ppm, de préférence inférieures à 20 ppm et plus préférentiellement encore inférieure à
10 ppm.
Les valeurs en ppm sont toutes exprimées en poids.
RESUME DE L'INVENTION
Les présents inventeurs ont trouvé qu'il est possible de minimiser les investissements par optimisation des pressions de fonctionnement utilisées tout en obtenant des gazoles de bonne qualité présentant de telles teneurs limitées en soufre.
DESCRIPTION DETAILLEE DE L'INVENTION
Ainsi le procédé de l'invention est un procédé pour la production de coupes gazoles à très basse teneur en soufre à partir d'une charge pétrolière lourde, qui comprend les étapes suivantes:
(a) Hydrocraquage en lit fixe d'une charge pétrolière lourde dont au moins 80%
en poids a un point d'ébullition supérieur à 340 C avec au moins un catalyseur à une température de 300-500 C, une pression d'au moins 4 MPa et inférieure ou égale à 17 MPa, une vitesse spatiale horaire de 0,1 à 10 h-1 et en présence de 50 à 5000 Nm3 d'hydrogène par m3 de 2 It is also necessary to obtain a significant reduction in the content in nitrogen particularly by conversion of the most refractory species, particularly the benzacridines and benzocarbazoles; acridines being not only refractory but also inhibitory of hydrogenation reactions.
Conversion gas oils therefore require very high operating conditions severe to achieve the desired sulfur specifications.
A process for converting heavy petroleum fractions including a fixed bed for produce middle distillates of low sulfur content has been described especially in the patent application US 2003/0089637. This method, however, makes it possible to reduce rate sulfur below 50 ppm only under very severe conditions of pressure this which considerably increases the price of diesel finally obtained.
There is therefore a real need for a process for hydrotreating diesel fuels conversion under less severe operating conditions to reduce the investments while keeping a reasonable cycle time of the catalyst hydrotreatment and to obtain lower sulfur contents at 50 ppm, preferably less than 20 ppm and more preferably still less than 10 ppm.
The ppm values are all expressed by weight.
SUMMARY OF THE INVENTION
The present inventors have found that it is possible to minimize the investments by optimizing the operating pressures used while obtaining diesel fuels good quality with such limited levels of sulfur.
DETAILED DESCRIPTION OF THE INVENTION
Thus the process of the invention is a process for the production of slices gas oils very low sulfur content from a heavy oil charge, which includes steps following:
(a) Fixed bed hydrocracking of a heavy oil load of which at least 80%
in weight a a boiling point above 340 C with at least one catalyst at a temperature of 300-500 C, a pressure of at least 4 MPa and less than or equal to 17 MPa, a speed hourly space from 0.1 to 10 h-1 and in the presence of 50 to 5000 Nm3 of hydrogen per cubic meter

3 charge, la conversion nette en produits bouillant en dessous de 360 C étant de 10 à
99% pds, (b) séparation de l'effluent issu de l'étape (a) en un gaz contenant de l'hydrogène et du H2S, une fraction comprenant le gazole et éventuellement une fraction plus lourde que le gazole et une fraction naphta;
(c) hydrotraitement pour réduire la teneur en soufre par contact avec au moins un catalyseur d'au moins la fraction comprenant le gazole obtenue à l'étape (b), ledit gazole ayant un point initial d'ébullition compris entre 120 et 180 C, un point final compris entre 340 et 540 C et contenant de 100 à 10000 ppm de soufre, à une température de 200 à
500 C, à une vitesse liquide spatiale horaire par rapport au volume de catalyseur de 0,1 à
h-1 en présence de 100 à 5000 Nm3 d'hydrogène par m3 de charge;
(d) séparation de l'effluent obtenu à l'issue de l'étape (c) en un gaz contenant de l'hydrogène, et au moins une coupe gazole présentant une teneur en soufre inférieure à
50 ppm, de préférence inférieure à 20 ppm et plus préférentiellement encore inférieure à
10 ppm, l'étape d'hydrocraquage (a) étant conduite à une pression P1 et l'étape d'hydrotraitement (c) étant conduite à une pression P2, la différence AP = P1 - P2 étant au minimum de 2 MPa, généralement de 4 à 8 MPa, de préférence de 5 à 7 MPa, l'alimentation en hydrogène pour les étapes d'hydrocraquage (a) et d'hydrotraitement (c) étant assurée par un système unique de compression à n étages, n étant supérieur ou égal à 2, généralement compris entre 2 et 5, de préférence entre 2 et 4 et de façon particulièrement préférée égal à 3.
La vitesse liquide spatiale horaire (LHSV) correspond au rapport du débit liquide de charge en m3/h par volume de catalyseur en m3.
Conformément au procédé de l'invention, la pression P1 mise en oeuvre dans l'étape d'hydr000nversion catalytique (a) en lit fixe est comprise entre 6 et 17 MPa et de préférence entre 8 et 12 MPa.
La pression P2 mise en uvre dans l'étape d'hydrotraitement (c) est comprise entre 3 load, the net conversion to products boiling below 360 C being 10 to 99% wt, (b) separating the effluent from step (a) into a gas containing hydrogen and H2S, a fraction comprising diesel fuel and optionally a fraction more heavy as the diesel and a naphtha fraction;
(c) hydrotreatment to reduce the sulfur content by contact with at least a catalyst of at least the fraction comprising the gas oil obtained in step (b), said diesel having an initial boiling point between 120 and 180 C, an end point between 340 and 540 C and containing from 100 to 10000 ppm of sulfur, at a temperature of 200 to 500 C, at a liquid hourly space velocity relative to the volume of catalyst from 0.1 to h-1 in the presence of 100 to 5000 Nm3 of hydrogen per m3 of feedstock;
(d) separating the effluent obtained at the end of step (c) into a gas containing hydrogen, and at least one diesel fuel having a sulfur content lower than 50 ppm, preferably less than 20 ppm and more preferably still lower than 10 ppm, the hydrocracking step (a) being conducted at a pressure P1 and the step hydrotreatment (c) being conducted at a pressure P2, the difference AP = P1 - P2 being at a minimum 2 MPa, generally from 4 to 8 MPa, preferably from 5 to 7 MPa, the supply of hydrogen for the hydrocracking steps (a) and hydrotreatment (c) being provided by a single n-stage compression system, where n is greater than equal to 2, generally between 2 and 5, preferably between 2 and 4 and so particularly preferred equal to 3.
The liquid hourly space velocity (LHSV) corresponds to the flow rate ratio charge liquid in m3 / h per volume of catalyst in m3.
According to the method of the invention, the pressure P1 implemented in step catalytic hydroversion (a) in a fixed bed is between 6 and 17 MPa and preferably between 8 and 12 MPa.
The pressure P2 used in the hydrotreatment step (c) is included enter

4 et 8 MPa et de préférence entre 4,5 et 6 MPa.

3a Ainsi, dans le procédé selon l'invention, il est permis d'utiliser des pressions totalement différentes pour chacune des étapes d'hydroconversion et d'hydrotraitement, ce qui permet notamment de limiter notablement les investissements.
Dans le procédé conforme à l'invention, l'utilisation de la pression optimale pour chaque étape particulière est rendue possible par la mise en uvre du système unique d'alimentation en hydrogène à plusieurs étages.
Ainsi, l'étape d'hydroconversion est alimentée par de l'hydrogène provenant du refoulement du dernier étage de compression et l'étape d'hydrotraitement est alimentée par de l'hydrogène provenant du refoulement d'un étage de compression intermédiaire, c'est-à-dire à une pression totale moindre.
Selon un mode de réalisation particulier, le procédé de l'invention met en oeuvre un unique compresseur d'hydrogène à 3 étages, dans lequel la pression de refoulement du premier étage est comprise entre 4 et 5 MPa, de préférence entre 4,5 et 5 MPa, la pression de refoulement du deuxième étage est comprise entre 8 et 12 MPa , de préférence entre 9 et 11 MPa et la pression de refoulement du troisième étage est comprise entre 12 et 17 MPa, de préférence entre 13 et 15 MPa.
Dans un mode de réalisation particulier, l'hydrogène provenant du refoulement du deuxième étage de compression alimente le réacteur d'hydrotraitement.
Selon un mode de réalisation particulier, la pression partielle en hydrogène dans le réacteur d'hydrotraitement P2H2 est comprise entre 3,4 et 8 MPa et de préférence entre 4 et 6 MPa.
Ces valeurs élevées de pression partielle d'hydrogène sont rendues possibles par le fait que la totalité de l'hydrogène d'appoint nécessaire au procédé est amené
dans l'étape (c). Dans la présente invention, on parle d' hydrogène d'appoint par opposition à
l'hydrogène recyclé. La pureté de l'hydrogène est généralement comprise entre 84 et 100%
et de préférence entre 95 et 100%.
Selon un autre mode de réalisation, l'hydrogène alimentant le dernier étage de compression peut être de l'hydrogène recyclé provenant de l'étape de séparation (d) et/ou de l'étape de séparation (b).
Cet hydrogène recyclé peut éventuellement alimenter un étage intermédiaire du compresseur à étages. Dans ce cas, il est préférable que ledit hydrogène ait été purifié avant son recyclage.
Selon un autre mode de réalisation, l'hydrogène de refoulement de l'étage initial de compression et/ ou d'un étage intermédiaire peut en outre alimenter une unité
d'hydrotraitement de gazole issu directement de la distillation atmosphérique, appelé
gazole straight-run . De façon classique, l'unité d'hydrotraitement de gazole straight-run est opérée à une pression comprise entre 3 et 6,5 MPa et de préférence entre 4,5 et 5,5 MPa.
Les conditions de réaction de chacune des étapes vont maintenant être décrites de façon plus détaillée, notamment en lien avec les dessins sur lesquels :

- la figure 1 représente le schéma de l'installation permettant la mise en oeuvre d'un mode de réalisation du procédé conforme à l'invention ;
- la figure 2 représente le schéma de l'installation permettant la mise en uvre d'un autre mode de réalisation du procédé conforme à l'invention. 4 and 8 MPa and preferably between 4.5 and 6 MPa.

3a Thus, in the method according to the invention, it is permitted to use pressures totally different for each of the hydroconversion stages and hydrotreatment, this which in particular makes it possible to limit investments considerably.
In the process according to the invention, the use of the optimum pressure for each particular step is made possible by the implementation of the system unique multi-stage hydrogen supply.
Thus, the hydroconversion stage is fed with hydrogen from the the last stage of compression and the hydrotreatment step is powered by hydrogen from the repression of a compression stage intermediate, that is, say at a lower total pressure.
According to a particular embodiment, the method of the invention sets work a unique 3-stage hydrogen compressor, in which the pressure of repression of first stage is between 4 and 5 MPa, preferably between 4.5 and 5 MPa, pressure the second stage is between 8 and 12 MPa, preferably between 9 and 11 MPa and the third stage discharge pressure is between 12 and 17 MPa, preferably between 13 and 15 MPa.
In a particular embodiment, the hydrogen originating from the repression of second compression stage feeds the hydrotreating reactor.
According to a particular embodiment, the hydrogen partial pressure in the P2H2 hydrotreatment reactor is between 3.4 and 8 MPa and preferably between 4 and 6 MPa.
These high values of hydrogen partial pressure are made possible speak the fact that all the additional hydrogen necessary for the process is brought in step (vs). In the present invention, there is spoken of hydrogen by opposition to recycled hydrogen. The purity of hydrogen is generally between 84 and 100%
and preferably between 95 and 100%.
According to another embodiment, the hydrogen feeding the last stage of compression can be recycled hydrogen from the step of separation (d) and / or from the separation step (b).
This recycled hydrogen can optionally feed an intermediate stage of the stage compressor. In this case, it is preferable that said hydrogen has been purified before its recycling.
According to another embodiment, the discharge hydrogen of the stage initial compression and / or an intermediate stage can further supply a unit hydrotreating of diesel fuel directly from atmospheric distillation, called straight-run diesel. Conventionally, the diesel hydrotreating unit straight-run is operated at a pressure of between 3 and 6.5 MPa and preferably between 4.5 and 5.5 MPa.
The reaction conditions of each of the steps will now be described of in more detail, particularly in relation to the drawings in which:

FIG. 1 represents the diagram of the installation allowing the setting work of a embodiment of the method according to the invention;
FIG. 2 represents the diagram of the installation allowing the setting work of a another embodiment of the process according to the invention.

5 Le procédé conforme à l'invention est tout particulièrement adapté
au traitement de charges lourdes c'est-à-dire de charges dont au moins 80% en poids ont un point d'ébullition supérieur à 340 C. Leur point d'ébullition initial s'établit généralement à au moins 340 C, souvent au moins 370 C voire au moins 400 C. Ce sont par exemple des distillats sous vide de distillation directe, des distillats sous vide issus de procédé de conversion tels que par exemple ceux provenant du coking, d'une hydroconversion en lit fixe (tels que ceux issus des procédés HYVAHL de traitement des lourds mis au point par la demanderesse) ou des procédés d'hydrotraitement des lourds en lit bouillonnant (tels que ceux issus des procédés H-01C), ou encore des huiles désasphaltées au solvant (par exemple au propane, au butane, ou au pentane) venant du désasphaltage de résidu sous vide de distillation directe, ou de résidus issus des procédés HYVAHL et H-OIL . Les charges peuvent aussi être formées par mélange de ces diverses fractions. Elles peuvent également contenir des coupes provenant du procédé objet de la présente invention et recyclées à son alimentation.
Elles peuvent également contenir des coupes gazoles et gazoles lourds provenant du cracking catalytique ayant un intervalle de distillation d'environ 160 C à
environ 500 C. Elles peuvent aussi contenir des extraits aromatiques et des paraffines obtenus dans le cadre de la fabrication d'huiles lubrifiantes. Selon la présente invention, les charges que l'on traite sont de préférence des distillats sous vide.
La teneur en soufre de la charge est très variable et n'est pas limitative. La teneur en métaux tels que nickel et vanadium est généralement comprise entre environ 1 ppm et 30 ppm mais est sans aucune limitation technique.
La charge est tout d'abord traitée dans une section d'hydroconversion (II) en présence d'hydrogène provenant de la zone (I) de compression de l'hydrogène.
Puis la charge traitée est séparée dans la zone de séparation (III) d'où l'on récupère, entre autres fractions, une coupe gazole qui alimente alors la zone (IV) d'hydrotraitement où elle est débarrassée du soufre restant.
Chacune de ces zones de réaction est représentée sur les figures 1 et 2. Les différentes réactions ou transformations physiques réalisées dans chacune de ces zones vont être décrites ci-après. The process according to the invention is particularly suitable to the treatment of heavy loads, that is to say loads of which at least 80% by weight have a boiling point greater than 340 C. Their initial boiling point is generally at minus 340 C, often at least 370 C or at least 400 C. These are for example vacuum distillates direct distillation, vacuum distillates obtained from conversion such as by example those from coking, hydroconversion to fixed bed (such as those from HYVAHL processes for heavy processing developed by the applicant) or of the processes for hydrotreating ebullated bedloads (such as those processes H-01C), or solvent deasphalted oils (for example propane, at butane, or pentane) from the deasphalting of vacuum residue direct distillation, or residues from the HYVAHL and H-OIL processes. Charges can also to be formed by mixing these various fractions. They can also contain cuts from the process which is the subject of the present invention and recycled to its food.
They can also contain cuts of gas oils and heavy diesel from the catalytic cracking having a distillation range of about 160 C to about 500 C. They may also contain aromatic extracts and paraffins obtained in the framework of the manufacture of lubricating oils. According to the present invention, the charges that we treat are preferably vacuum distillates.
The sulfur content of the charge is very variable and is not limiting. The metal content such as nickel and vanadium is generally between about 1 ppm and 30 ppm but is without any technical limitation.
The charge is first treated in a hydroconversion section (II) in presence of hydrogen from the zone (I) of hydrogen compression.
Then treated charge is separated in the separation zone (III) from where recovers, among others fractions, a diesel cut that then feeds the hydrotreating zone (IV) where is she freed from the remaining sulfur.
Each of these reaction zones is shown in FIGS. 1 and 2.
different reactions or physical transformations carried out in each of these areas will be described below.

6 La zone (I) représente la compression de l'hydrogène en plusieurs étages (trois sur les figures). Dans cette zone, on traite l'hydrogène d'appoint, éventuellement mélangé avec des flux d'hydrogène de recyclage purifié, pour élever sa pression jusqu'au niveau requis par l'étape (a). Ledit système unique de compression comporte, en général, au moins deux étages de compression qui sont en général séparés par des systèmes de refroidissement du gaz comprimé, des unités de séparation de phase liquide et vapeur et éventuellement des entrées de flux d'hydrogène de recyclage purifié. Le fractionnement en plusieurs étages rend donc disponible de l'hydrogène à une ou plusieurs pressions intermédiaires entre celle d'entrée et celle de sortie du système. Ce(s) niveau(x) de pression intermédiaire(s) peu(ven)t to alimenter en hydrogène au moins une unité d'hydrotraitement ou d'hydrocraquage catalytique.
Plus précisément, l'hydrogène d'appoint nécessaire au fonctionnement des zones (II) et (IV) arrive à une pression comprise entre 1 et 3,5 MPa et de préférence entre 2 et 2,5 MPa par une conduite (4) dans une zone (I) où il est comprimé, éventuellement avec d'autres flux d'hydrogène de recyclage, dans un système de compression multi-étages.
Chaque étage de compression (1, 2 et 3) , trois sur les figures, est séparé du suivant par un système de refroidissement et de séparation liquide-vapeur (33), (34) et (35) permettant de réduire la température des gaz et la quantité de liquide entraîné vers l'étage de compression suivant. Les conduites permettant l'évacuation de ce liquide ne sont pas montrées sur les figures.
Entre le premier et le dernier étage, et plus souvent entre le deuxième et le troisième étage, une conduite (7) achemine au moins une partie, et de préférence la totalité, de l'hydrogène comprimé vers la zone d'hydrotraitement (IV). L'hydrogène en sortie de la zone (IV) à travers la conduite (8) est renvoyé vers l'étage de compression suivant, plus souvent le troisième et dernier. La conduite (14) achemine l'hydrogène vers la zone (II).
La charge à traiter (telle que définie précédemment) entre par une conduite (10) dans la zone (II) d'hydroconversion en lit fixe. L'effluent obtenu dans la conduite (11) est envoyé
dans la zone (Ill) de séparation.
Cette zone (Il) comprend au moins un réacteur en lit fixe contenant au moins un catalyseur.
On opère habituellement sous une pression absolue de 6 à 17 MPa, et le plus souvent de 8 à 12 MPa, à une température d'environ 300 C à environ 500 C et souvent d'environ 350 à environ 450 C. La vitesse liquide spatiale horaire (LHSV) par rapport au 6 Zone (I) represents the compression of hydrogen in several stages (three on the figures). In this zone, the additional hydrogen is treated, optionally mix with purified recycling hydrogen streams, to raise its pressure up to level required by step (a). The said unique compression system generally comprises less two compression stages that are usually separated by systems of cooling of compressed gas, liquid phase separation units and steam and possibly Purified recycling hydrogen stream inflows. Splitting in several floors makes therefore available hydrogen at one or more intermediate pressures between that input and the output of the system. This level (s) of pressure Intermediate (s) little (Fri) t to supply hydrogen with at least one hydrotreatment unit or hydrocracking Catalytic.
Specifically, the makeup hydrogen needed to operate the zones (II) and (IV) is at a pressure of from 1 to 3.5 MPa and preferably between 2 and 2.5 MPa by a pipe (4) in an area (I) where it is compressed, possibly with other streams of recycling hydrogen, in a multi-stage compression system floors.
Each compression stage (1, 2 and 3), three in the figures, is separated from the next by a liquid-vapor cooling and separation system (33), (34) and (35) allowing to reduce the temperature of the gases and the amount of liquid carried to the floor Compression next. The pipes allowing the evacuation of this liquid are not shown on the FIGS.
Between the first and the last floor, and more often between the second and the third floor, a pipe (7) conveys at least a portion, and preferably the totality of compressed hydrogen to the hydrotreatment zone (IV). Hydrogen in leaving the area (IV) through the pipe (8) is returned to the compression stage next, more often the third and last. The pipe (14) conveys the hydrogen to the zone (II).
The load to be treated (as defined above) enters through a pipe (10) in zone (II) of hydroconversion in a fixed bed. The effluent obtained in the pipe (11) is sent in the zone (Ill) of separation.
This zone (II) comprises at least one fixed bed reactor containing at least a catalyst.
It is usually operated under an absolute pressure of 6 to 17 MPa, and the most often from 8 to 12 MPa, at a temperature of about 300 C to about 500 C and often from about 350 to about 450 C. The hourly liquid space velocity (LHSV) per report to

7 volume de catalyseur et la pression partielle d'hydrogène sont des facteurs importants que l'homme du métier sait choisir en fonction des caractéristiques de la charge à
traiter et de la conversion souhaitée. Le plus souvent la LHSV par rapport au volume de catalyseur se situe dans une gamme allant d'environ 0,1114 à environ 10h-1 et de préférence environ 0,2111 à
environ 51-11. La quantité d'hydrogène mélangé à la charge est habituellement d'environ 50 à
environ 5000 normaux mètres cubes (Nm3) par mètre cube (m3) de charge liquide et le plus souvent d'environ 100 à environ 2000 Nm3/m3 et de préférence d'environ 200 à

Nm3/m3.
La conversion nette en produits bouillant en dessous de 360 C de la fraction ayant un point d'ébullition supérieur à 540 C est comprise entre 10 à 99% poids, le plus souvent entre 10 et 70% poids avantageusement entre 15 et 45%.
Dans cette étape d'hydroconversion, on peut utiliser tout catalyseur classique, notamment un catalyseur granulaire comprenant, sur un support amorphe, au moins un métal ou composé de métal ayant une fonction hydro-déshydrogénante. Ce catalyseur peut être un catalyseur comprenant des métaux du groupe VIII par exemple du nickel et/ou du cobalt le plus souvent en association avec au moins un métal du groupe VIB, par exemple du molybdène et /ou du tungstène. On peut par exemple employer un catalyseur comprenant de 0,5 à 10 % en poids de nickel et de préférence de 1 à 5% en poids de nickel (exprimé en oxyde de nickel NiO) et de 1 à 30% en poids de molybdène de préférence de 5 à
20% en poids de molybdène (exprimé en oxyde de molybdène Mo03) sur un support minéral amorphe. Ce support sera par exemple choisi dans le groupe formé par l'alumine, la silice, les silices-alumines, la magnésie, les argiles et les mélanges d'au moins deux de ces minéraux. Ce support peut également renfermer d'autres composés et par exemple des oxydes choisis dans le groupe formé par l'oxyde de bore, la zircone, l'oxyde de titane, l'anhydride phosphorique. On utilise le plus souvent un support d'alumine et très souvent un support d'alumine dopée avec du phosphore et éventuellement du bore. La concentration en anhydride phosphorique P205 est habituellement inférieure à environ 20 % en poids et le plus souvent inférieure à environ 10 % en poids. Cette concentration en P205 est habituellement d'au moins 0,001 % en poids. La concentration en trioxyde de bore B203 est habituellement d'environ 0 à environ 10 (Yo en poids. L'alumine utilisée est habituellement une alumine y ou i. La teneur totale en oxydes de métaux des groupes VI et VIII est souvent d'environ 5 à environ 40 "Yo en poids et en général d'environ 7 à 30 % en poids et le rapport pondéral exprimé en oxyde métallique entre métal (ou métaux) du groupe VI sur métal (ou 7 catalyst volume and hydrogen partial pressure are factors important that the skilled person knows to choose according to the characteristics of the load to treat and desired conversion. Most often the LHSV in relation to the volume of catalyst is located in a range from about 0.114 to about 10h-1 and preferably about 0.2111 to about 51-11. The amount of hydrogen mixed with the charge is usually from about 50 to about 5000 normal cubic meters (Nm3) per cubic meter (m3) of liquid charge and the most often from about 100 to about 2000 Nm3 / m3 and preferably from about 200 to Nm3 / m3.
The net conversion to products boiling below 360 C of the fraction having a boiling point above 540 C is between 10 and 99% by weight, the more often between 10 and 70% by weight, advantageously between 15 and 45%.
In this hydroconversion step, any catalyst can be used classic, in particular a granular catalyst comprising, on an amorphous support, at minus one metal or metal compound having a hydro-dehydrogenating function. This catalyst can be a catalyst comprising metals of group VIII for example nickel and / or cobalt most often in combination with at least one Group VIB metal, for example molybdenum and / or tungsten. For example, a catalyst can be used comprising from 0.5 to 10% by weight of nickel and preferably from 1 to 5% by weight of nickel (expressed in nickel oxide NiO) and from 1 to 30% by weight of molybdenum, preferably from 5 to 20% in molybdenum weight (expressed as molybdenum oxide MoO3) on a mineral support amorphous. This support will for example be chosen from the group formed by alumina, silica, silica-aluminas, magnesia, clays and mixtures of at least two of these minerals. This support may also contain other compounds and for example of the oxides selected from the group consisting of boron oxide, zirconia, oxide titanium, phosphoric anhydride. Most often, an alumina support is used and very often a support of alumina doped with phosphorus and possibly boron. The concentration in phosphoric anhydride P205 is usually less than about 20% by weight and more often less than about 10% by weight. This concentration in P205 is usually at least 0.001% by weight. The concentration of trioxide boron B203 is usually from about 0 to about 10 weight percent, and the alumina used is habitually an alumina y or i. The total content of metal oxides of groups VI and VIII is often from about 5 to about 40% by weight and in general from about 7 to 30% by weight.
weight and report weight expressed as a metal oxide between metal (or metals) of group VI on metal (or

8 métaux) du groupe VIII est en général d'environ 20 à environ 1 et le plus souvent d'environ à environ 2.
Un autre type de catalyseur utilisable comprend au moins un métal du groupe VIII et au 5 moins un métal du groupe VIB et une silice-alumine.
Un autre type de catalyseur utilisable est un catalyseur contenant au moins une matrice, au moins une zéolithe Y et au moins un métal hydro-déshydrogénant. Les matrices, métaux, éléments additionnels décrits précédemment peuvent également entrer dans la composition 10 de ce catalyseur. Des zéolithes Y avantageuses sont décrites dans les demandes de brevets WO-00/71641, EP-911 077 ainsi que US-4,738,940 et 4,738,941.
L'effluent hydrocraqué issu de l'étape (a) est ensuite séparé dans l'étape (b). Il est introduit par une conduite (11) dans au moins un séparateur (15) séparant d'une part un gaz contenant de l'hydrogène (phase gazeuse) dans la conduite (16) et d'autre part un effluent liquide dans la conduite (17). On peut utiliser un séparateur chaud suivi d'un séparateur froid. Une série de séparateurs chauds et froids à moyenne et basse pression peuvent être également présents.
L'effluent liquide est envoyé dans un séparateur (18), qui est de préférence constitué
d'au moins une colonne à distiller, et il est séparé en au moins une coupe distillat incluant une fraction gazole et se retrouvant dans la conduite (21), il est également séparé en au moins une fraction plus lourde que le gazole qui est évacuée par la conduite (23).
Au niveau du séparateur (18), le gaz acide peut être séparé dans une conduite (19), le naphta peut être séparé dans une conduite supplémentaire (20) et la fraction plus lourde que le gazole peut être séparée dans une colonne de distillation sous vide en un résidu sous vide sortant par la conduite (23) et une ou plusieurs conduites (22) qui correspondent à des fractions gazole sous vide.
La fraction de la conduite (23) peut être utilisée comme fioul industriel basse teneur en soufre ou être avantageusement envoyée vers un procédé à réjection de carbone comme par exemple le coking.
Le naphta (20) obtenu séparément, additionné éventuellement du naphta (29) séparé
dans la zone (IV) est avantageusement séparé en essences lourde et légère, l'essence lourde étant envoyée dans une zone de reformage et l'essence légère dans une zone où est réalisée l'isomérisation des paraffines. 8 metals) of Group VIII is generally from about 20 to about 1 and the most often about at about 2.
Another type of usable catalyst comprises at least one metal of the group VIII and At least one Group VIB metal and a silica-alumina.
Another type of usable catalyst is a catalyst containing at least a matrix, at minus one zeolite Y and at least one hydro-dehydrogenating metal. Matrices, metals, additional elements described above may also enter into the composition 10 of this catalyst. Y advantageous zeolites are described in patent applications WO-00/71641, EP-911 077 as well as US-4,738,940 and 4,738,941.
The hydrocracked effluent from step (a) is then separated in step (B). It is introduced by a pipe (11) into at least one separator (15) separating on the one hand a gas containing hydrogen (gas phase) in the pipe (16) and secondly an effluent liquid in the pipe (17). You can use a hot separator followed by a separator cold. A series of hot and cold separators at medium and low pressure can be also present.
The liquid effluent is sent to a separator (18), which is preferably consisting of at least one distillation column, and is separated into at least one cup distillate including a diesel fraction and found in the pipe (21), it is also separated into minus a heavier fraction than the diesel that is evacuated by the pipe (23).
At the separator (18), the acid gas can be separated in a pipe (19) the naphtha can be separated in an additional line (20) and the heavier fraction that the gas oil can be separated in a vacuum distillation column in a residue under void exiting through the pipe (23) and one or more pipes (22) which correspond to diesel fractions under vacuum.
The fraction of the pipe (23) can be used as industrial fuel low grade sulfur or be advantageously sent to a process for rejection of carbon like for example the coking.
Naphtha (20) obtained separately, optionally added with naphtha (29) separate in zone (IV) is advantageously separated into heavy and light species, gasoline heavy being sent into a reforming zone and light fuel into a area where is carried out the isomerization of paraffins.

9 Le gazole sous vide (22) peut éventuellement être envoyé, seul ou en mélange avec des coupes similaires de provenances différentes, dans un procédé de craquage catalytique dans lequel ces coupes sont avantageusement traitées dans des conditions permettant de produire une fraction gazeuse, une fraction essence, une fraction gazole et une fraction plus lourde que la fraction gazole souvent dénommée par les homme du métier fraction slurry.
Elles peuvent également être envoyées dans un procédé d'hyrocraquage catalytique dans lequel elles sont avantageusement traitées dans des conditions permettant de produire notamment une fraction gazeuse, une fraction essence, une fraction gazole.
Sur les figures 1 et 2, on a schématisé en lignes pointillées la zone (III) de séparation formée de séparateurs (15) et (18).
Pour la distillation les conditions sont bien entendues choisies en fonction de la charge de départ. Si la charge de départ est un gazole sous vide, les conditions seront plus sévères que si la charge de départ est un gazole atmosphérique. Pour un gazole atmosphérique, les conditions sont généralement choisies de manière à ce que le point d'ébullition initial de la fraction lourde soit d'environ 340 C à environ 400 C, et pour un gazole sous vide, elles sont généralement choisies de manière à ce que le point d'ébullition initial de la fraction lourde soit d'environ 540 C à environ 700 C.
Pour le naphta, le point final d'ébullition est compris entre environ 120 C et environ 180 C.
70 Le gazole se situe entre le naphta et les fractions lourdes. Il présente un point initial d'ébullition compris entre 120 et 180 C et un point final compris entre 340 et 540 C.
Les points de coupe donnés ici sont indicatifs mais l'exploitant choisira le point de coupe en fonction de la qualité et de la quantité des produits souhaités, comme cela se pratique généralement.
A la sortie de l'étape (b), la coupe gazole présente le plus souvent une teneur en soufre comprise entre 100 et 10000 ppm et la coupe essence présente le plus souvent une teneur en soufre d'au plus 1000 ppm. La coupe gazole ne répond donc pas aux spécifications 2005 en soufre.
La coupe gazole est ensuite envoyée (seule ou éventuellement additionnée d'une coupe) naphta et/ou gazole extérieure au procédé) dans une zone (IV) d'hydrotraitement munie d'au moins un lit fixe d'un catalyseur d'hydrotraitement afin de réduire la teneur en soufre en dessous de 50 ppm, de préférence en dessous de 20 ppm et plus préférentiellement encore en dessous de 10 ppm. Il est également nécessaire, pour l'obtention d'un produit désulfuré
stable en couleur, de réduire sensiblement la teneur en azote du gazole.

=
A ladite coupe gazole, il est possible d'additionner une coupe produite à
l'extérieur du procédé selon l'invention, et qui n'est normalement pas incorporable directement au pool gazole. Cette fraction d'hydrocarbures peut être par exemple choisie dans le groupe formé
par les LCO (Light Cycle Oil) provenant de craquage catalytique en lit fluidisé aussi bien 5 qu'un gazole issu d'un procédé d'hydroconversion à haute pression d'un gazole de distillation sous vide.
On opère habituellement sous une pression totale d'environ 4 à 8 MPa et de préférence d'environ 4,5 à 6 MPa. La température dans cette étape est habituellement d'environ 200 à environ 500 C, de préférence d'environ 330 à 410 C. Cette température est 9 The vacuum gas oil (22) can optionally be sent, alone or as a mixture with similar cuts of different provenances, in a cracking process catalytic wherein these cuts are advantageously treated under conditions allowing to produce a gas fraction, a gasoline fraction, a diesel fraction and a fraction more heavy as the diesel fraction often referred to by those skilled in the art slurry fraction.
They can also be sent in a hyrocracking process catalytic in which they are advantageously treated under conditions making it possible to produce in particular a gas fraction, a gasoline fraction, a gas oil fraction.
In FIGS. 1 and 2, diagrammatic lines are shown in zone (III) of FIG.
separation formed of separators (15) and (18).
For distillation the conditions are of course chosen according to of the starting charge. If the starting charge is a vacuum gas oil, the conditions will be more only if the starting load is an atmospheric gas oil. For a diesel atmospheric conditions are usually chosen in such a way that point initial boiling of the heavy fraction is from about 340 C to about 400 C, and for a under vacuum, they are usually chosen in such a way that the boiling point initial amount of the heavy fraction is from about 540 C to about 700 C.
For naphtha, the boiling point is between about 120 C and about 180 C.
70 The diesel is between naphtha and heavy fractions. It presents a point initial boiling point between 120 and 180 C and an end point of between 340 and 540 C.
The cutting points given here are indicative but the operator will choose the point of cut according to the quality and quantity of the desired products, like this practice generally.
At the exit of step (b), the diesel fuel cut is most often content sulfur between 100 and 10000 ppm and the petrol cut has the most often a sulfur content of not more than 1000 ppm. The diesel cut therefore does not meet the 2005 specifications in sulfur.
The diesel cut is then sent (alone or possibly added with a chopped off) naphtha and / or diesel outside the process) in a zone (IV) hydroprocessing process with minus a fixed bed of a hydrotreating catalyst to reduce the content in sulfur in below 50 ppm, preferably below 20 ppm and above preferentially below 10 ppm. It is also necessary, for obtaining a desulfurized product stable in color, significantly reduce the nitrogen content of diesel.

=
With said diesel fuel cut, it is possible to add a cut produced to outside the according to the invention, and which is not normally incorporable directly to the pool diesel. This hydrocarbon fraction may for example be chosen from formed group by Light Cycle Oil (LCO) from catalytic cracking in bed fluidized as well 5 that a diesel fuel resulting from a high-pressure hydroconversion process of a diesel fuel vacuum distillation.
It is usually operated under a total pressure of about 4 to 8 MPa and preferably about 4.5 to 6 MPa. The temperature in this step is habitually from about 200 to about 500 C, preferably from about 330 to 410 C. This temperature is

10 habituellement ajustée en fonction du niveau souhaité
d'hydrodésulfuration et/ou de saturation des aromatiques et doit être compatible avec la durée de cycle recherchée. La vitesse liquide spatiale horaire ou LHSV et la pression partielle d'hydrogène sont choisies en fonction des caractéristiques de la charge à traiter et de la conversion souhaitée. Le plus souvent la LHSV se situe dans une gamme allant d'environ 0,1 1-1-1 à environ 10 h"1 et de préférence 0,1 h-1¨ 5114 et avantageusement d'environ 0,2 h-1 à environ 2 h-1.
La quantité totale d'hydrogène mélangée à la charge dépend fortement de la consommation d'hydrogène de l'étape b) aussi bien que des recycles de gaz hydrogène purifié renvoyés à l'étape a). Elle est, toutefois, habituellement d'environ 100 à environ 5000 normaux mètres cube (Nrn3) par mètre cube (m3) de charge liquide et le plus souvent d'environ 150à 1000 Nm3/m3.
L'opération de l'étape d) en présence d'une forte quantité d'hydrogène, permet utilement de réduire la pression partielle de l'ammoniac. Dans le cas préféré
de la présente invention, la pression partielle de l'ammoniac est généralement inférieure à
0,5 MPa.
On opère de même utilement avec une pression partielle d'hydrogène sulfuré
réduite compatible avec la stabilité des catalyseurs sulfurés. Dans le cas préféré de la présente invention, la pression partielle d'hydrogène sulfuré est généralement inférieure à 0,5 MPa.
Dans la zone d'hydrodésulfuration, le catalyseur idéal doit avoir un fort pouvoir hydrogénant de façon à réaliser un raffinage profond des produits et à obtenir un abaissement important du soufre et de l'azote. Selon le mode de réalisation préféré de l'invention, la zone d'hydrotraitement opère à une température relativement basse ce qui va dans le sens d'une hydrogénation profonde donc d'une amélioration de la teneur en aromatiques du produit et de son indice de cétane et d'une limitation du cokage. On ne sortirait pas du cadre de la présente invention en utilisant dans la zone d'hydrotraitement de manière simultanée ou de manière successive un seul catalyseur ou plusieurs catalyseurs = 10 usually adjusted according to the desired level hydrodesulfurization and / or saturation of aromatics and must be compatible with the cycle time sought. The Hourly space liquid velocity or LHSV and hydrogen partial pressure are chosen in depending on the characteristics of the load to be processed and the conversion desired. most often the LHSV is in a range of about 0.1 1-1-1 to about 10 am and 1 pm preferably 0.1 hr-1 to 5114 and preferably about 0.2 hr-1 to about 2 hr-1.
The total amount of hydrogen mixed with the feed is highly dependent on hydrogen consumption of step b) as well as recycles of gas hydrogen purified returned to step a). It is, however, usually about 100 to about 5000 normal cubic meters (Nrn3) per cubic meter (m3) of liquid load and the most often from about 150 to 1000 Nm3 / m3.
The operation of step d) in the presence of a large quantity of hydrogen, allows usefully reduce the partial pressure of ammonia. In the preferred case of this Invention, the partial pressure of ammonia is generally lower than 0.5 MPa.
The same procedure is carried out with a partial pressure of hydrogen sulphide scaled down compatible with the stability of sulfur catalysts. In the preferred case of the current invention, the partial pressure of hydrogen sulfide is generally less than 0.5 MPa.
In the hydrodesulfurization zone, the ideal catalyst must have a strong power hydrogenation so as to carry out a deep refining of the products and to obtain a significant lowering of sulfur and nitrogen. According to the embodiment favorite of the invention, the hydrotreatment zone operates at a relatively low what will in the sense of a deep hydrogenation, therefore an improvement of the content in aromatics of the product and its cetane number and a limitation of coking. We do not would be outside the scope of the present invention using in the hydrotreatment simultaneously or successively a single catalyst or several catalysts =

11 différents. Habituellement cette étape est effectuée industriellement dans un ou plusieurs réacteurs avec un ou plusieurs lits catalytiques et à courant descendant de liquide.
Dans la zone d'hydrotraitement on utilise au moins un lit fixe de catalyseur d'hydrotraitement comprenant une fonction hydro-déshydrogénante et un support amorphe.
On utilise de préférence un catalyseur dont le support est par exemple choisi dans le groupe formé par l'alumine, la silice, les silices-alumines, la magnésie, les argiles et les mélanges d'au moins deux de ces minéraux. Ce support peut également renfermer d'autres composés et par exemple des oxydes choisis dans le groupe formé par l'oxyde de bore, la zircone, l'oxyde de titane, l'anhydride phosphorique. On utilise le plus souvent un support d'alumine et mieux d'alumine i ou y. La fonction hydrogénante est assurée par au moins un métal du groupe VIII par exemple du nickel et/ou du cobalt éventuellement en association avec un métal du groupe VIB, par exemple du molybdène et/ou du tungstène. De préférence on utilisera un catalyseur à base de NiMo. Pour des gazoles difficiles à
hydrotraiter et pour de très forts taux d'hydrodésulfuration, il est connu de l'homme de l'art que la désulfuration d'un . catalyseur à base de NiMo est supérieure à celle d'un catalyseur CoMo car le premier montre une fonction hydrogénante plus importante que le second. On peut par exemple employer un catalyseur comprenant de 0,5 à 10 % en poids de nickel et de préférence 1 à 5 % en poids de nickel (exprimé en oxyde de nickel NiO) et de 1 à 30 % en poids de molybdène et de préférence 5 à 20 `)/0 en poids de molybdène (exprimé en oxyde de molybdène (M003)) sur un support minéral amorphe. Dans un cas avantageux, la teneur totale en oxydes de métaux des groupes VI et VIII est souvent d'environ 5 à
environ 40 % en poids et en général d'environ 7 à 30 % en poids et le rapport pondéral exprimé
en oxyde métallique entre métal (métaux) du groupe VI sur métal (ou métaux) du groupe VIII est en général d'environ 20 à environ 1 et le plus souvent d'environ 10 à environ 2.
Le catalyseur peut également contenir un élément tel que du phosphore et/ou du bore. Cet élément peut avoir été introduit dans la matrice ou avoir été déposé sur le support. On peut également déposer du silicium sur le support, seul ou avec le phosphore et/ou le bore. La concentration en ledit élément est habituellement inférieure à environ 20 % en poids (calculé
oxyde) et le plus souvent inférieure à environ 10 % en poids et elle est habituellement d'au moins 0,001 % en poids. La concentration en trioxyde de bore B203 est habituellement d'environ 0 à environ 10 % en poids.
Des catalyseurs préférés contiennent du silicium déposé sur un support (tel que alumine), éventuellement avec P et/ou B déposés également, et contenant aussi au moins un métal du groupe VIII (Ni, Co) et au moins un métal du groupe VIB (W, Mo). 11 different. Usually this step is carried out industrially in a or many reactors with one or more catalytic beds and downflow of liquid.
In the hydrotreating zone at least one fixed bed of catalyst is used hydrotreatment process comprising a hydro-dehydrogenating function and a support amorphous.
A catalyst is preferably used, the support of which is for example chosen in the group formed by alumina, silica, silica-aluminas, magnesia, clays and mixtures at least two of these minerals. This support can also contain other compounds and for example oxides selected from the group consisting of boron oxide, zirconia, titanium oxide, phosphoric anhydride. Most often we use a alumina support and better alumina i or y. The hydrogenating function is ensured by at least a metal of the group VIII for example nickel and / or cobalt, possibly in association with a Group VIB metal, for example molybdenum and / or tungsten. Of preference one will use a NiMo catalyst. For gas oils difficult to hydrotreat and for very high levels of hydrodesulfurization, it is known to those skilled in the art that the desulfurization of a . NiMo catalyst is superior to that of a CoMo catalyst because the first shows a hydrogenating function more important than the second. We can example use a catalyst comprising from 0.5 to 10% by weight of nickel and preferably 1 to 5 % by weight of nickel (expressed as nickel oxide NiO) and from 1 to 30% by weight of molybdenum and preferably 5 to 20% by weight of molybdenum (expressed as of molybdenum (M003)) on an amorphous mineral support. In an advantageous case, the content The total number of Group VI and VIII metal oxides is often about 40% in weight and in general about 7 to 30% by weight and the weight ratio expressed in oxide Metallic (Metal) Group VI Metal on Metal (or Metals) Group VIII is in generally from about 20 to about 1 and most often from about 10 to about 2.
The catalyst may also contain an element such as phosphorus and / or boron. This element may have been introduced into the matrix or deposited on the support. We can also deposit silicon on the support, alone or with phosphorus and / or boron. The concentration in said element is usually less than about 20% in weight (calculated oxide) and most often less than about 10% by weight and is usually from minus 0.001% by weight. The concentration of boron trioxide B203 is habitually from about 0 to about 10% by weight.
Preferred catalysts contain silicon deposited on a support (such as than alumina), possibly with P and / or B also deposited, and also containing at least a metal of the group VIII (Ni, Co) and at least one Group VIB metal (W, Mo).

12 L'effluent hydrotraité obtenu sort par la conduite (25) pour être envoyé dans la zone (V) de séparation schématisée en pointillés sur les figures 1 et 2.
Elle comporte ici un séparateur (26), de préférence un séparateur froid, où
sont séparées une phase gazeuse sortant par la conduite (8) et une phase liquide sortant par la conduite (27).
La phase liquide est envoyée dans un séparateur (31) de préférence un strippeur, pour enlever le sulfure d'hydrogène sortant dans la conduite (28), le plus souvent en mélange avec le naphta. Une fraction gazole est soutirée par la conduite (30), fraction qui est conforme aux spécifications sur le soufre i.e. ayant moins de 50 ppm de soufre, et de façon générale moins de 20 ppm de soufre, voire moins de 10 ppm. Le mélange H2S ¨
naphta est ensuite éventuellement traité pour récupérer la fraction naphta purifiée. La séparation peut aussi être effectuée au niveau du séparateur (31) et le naphta peut être soutiré par la conduite (29).
Le procédé selon l'invention comporte également avantageusement une boucle de recyclage de l'hydrogène pour les 2 zones (II) et (IV) qui peut être indépendante pour les deux zones mais de préférence commune et qui est maintenant décrite à partir de la figure 1.
Le gaz contenant l'hydrogène (phase gazeuse de la conduite (16) séparé dans la zone (Ill)) est traité pour réduire sa teneur en soufre et éventuellement éliminer les composés hydrocarbonés qui ont pu passer lors de la séparation.
Avantageusement et selon la figure 1, la phase gazeuse de la conduite (16) entre dans un système de refroidissement et purification (36). Elle est envoyée dans un aéroréfrigérant après avoir été lavée par de l'eau injectée et en partie condensée par une fraction hydrocarbonée recyclée de la section basse température en aval de l'aéroréfrigérant.
L'effluent de l'aéroréfrigérant est envoyé dans une zone de séparation où sont séparées l'eau une fraction hydrocarbonée et une phase gazeuse.
Une partie de la fraction hydrocarbonée recyclée est envoyée dans la zone (III) de séparation, et avantageusement dans la conduite (37).
La phase gazeuse obtenue, débarrassée des composés hydrocarbonés, est, si nécessaire, envoyée dans une unité de traitement pour réduire la teneur en soufre.
Avantageusement, il s'agit d'un traitement avec au moins une amine.
Dans certains cas, il suffit qu'une partie seulement de la phase gazeuse soit traitée.
Dans d'autres cas, la totalité devra être traitée. 12 The hydrotreated effluent obtained leaves the pipe (25) to be sent to The area (V) diagrammatically dotted in FIGS. 1 and 2.
Here it comprises a separator (26), preferably a cold separator, where are separated a gaseous phase exiting through the pipe (8) and a liquid phase leaving by the driving (27).
The liquid phase is sent to a separator (31) preferably a stripper, to remove the hydrogen sulfide exiting in the pipe (28), the most often in mixture with naphtha. A diesel fraction is drawn off by the pipe (30), fraction that is in accordance with sulfur specifications ie with less than 50 ppm of sulfur, and so generally less than 20 ppm sulfur, or even less than 10 ppm. The H2S mix ¨
Naphtha is then optionally treated to recover the purified naphtha fraction. The separation can also be performed at the separator (31) and the naphtha can be taken by the driving (29).
The method according to the invention also advantageously comprises a loop of recycling of hydrogen for the 2 zones (II) and (IV) which can be independent for two areas but preferably common and which is now described from of Figure 1.
The gas containing hydrogen (gaseous phase of the pipe (16) separated in the zone (Ill)) is treated to reduce its sulfur content and possibly eliminate hydrocarbon compounds that may have passed during the separation.
Advantageously and according to FIG. 1, the gaseous phase of the pipe (16) enter in a cooling and purification system (36). She is sent to a air-cooled after being washed by injected water and partly condensed by a hydrocarbon fraction recycled from the low temperature section downstream of the cooling tower.
The effluent of the dry cooler is sent to a separation zone where separated water a hydrocarbon fraction and a gas phase.
Part of the recycled hydrocarbon fraction is sent to the zone (III) separation, and advantageously in the pipe (37).
The gaseous phase obtained, freed from the hydrocarbon compounds, is, if necessary, sent to a processing unit to reduce the sulfur.
Advantageously, it is a treatment with at least one amine.
In some cases, only a part of the gas phase treated.
In other cases, the totality will have to be treated.

13 Le gaz contenant l'hydrogène ainsi éventuellement purifié est alors envoyé
vers un système de purification qui permet d'obtenir un hydrogène de pureté comparable à
l'hydrogène d'appoint.
Un système de purification par membranes offre un moyen économique de séparation de l'hydrogène des autres gaz légers basé sur une technologie de perméation.
Un système alternatif pourrait être la purification par adsorption avec régénération par variation de pression connue sous le terme Pressure Swing Adsorption (PSA).
Une troisième technologie ou une combinaison de plusieurs technologies pourrait également être envisagée.
A la sortie du système de purification une ou plusieurs conduites (5) et (6) permettent de recycler l'hydrogène purifié vers la zone (I), normalement à un ou plusieurs niveaux de pression. Un recyclage direct vers l'alimentation (38) de la zone (II) est aussi envisageable et dans ce cas la purification de ce flux par membranes ou PSA n'est plus nécessaire.
On a décrit ici un mode de réalisation particulier pour séparer les composés hydrocarbonés entraînés, tout autre mode connu de l'homme du métier convient.
Dans le mode de réalisation préféré de la figure 1, la totalité de l'hydrogène d'appoint est introduit par la conduite (7) au niveau de la zone (IV).
Selon un autre mode de réalisation, on peut prévoir une conduite amenant uniquement une partie de l'hydrogène au niveau de la zone (IV).
La zone (IV) pouvant profiter d'un débit important d'hydrogène à haute pureté, travaille à une pression partielle d'hydrogène très proche de la pression totale et par la même raison à des pressions partielles d'hydrogène sulfuré et d'ammoniac très basses. Ceci permet avantageusement de réduire la pression totale et les quantités de catalyseur nécessaires à l'obtention des spécifications pour le gazole produit et, globalement, de minimiser les investissements.
Le procédé de l'invention est mis en oeuvre dans une installation comprenant les zones réactionnelles suivantes :
- une zone unique de compression d'hydrogène constituée de n étages de compression disposés en série, n étant compris entre 2 et 6, de préférence entre 2 et 5, préférentiellement entre 2 et 4 et étant plus préférentiellement égal à 3, - une zone d'hydroconversion catalytique (II) constituée d'au moins un réacteur en lit fixe alimenté en hydrogène via le dernier étage de compression, et reliée via la conduite (11) à une zone de séparation (III) constituée d'au moins un séparateur (15) et d'au moins une colonne de distillation (18), le séparateur permettant la séparation d'un gaz riche en 13 The gas containing the hydrogen thus possibly purified is then sent towards a purification system that allows to obtain a hydrogen of comparable purity at make-up hydrogen A membrane purification system offers an economical way to separation of hydrogen from other light gases based on permeation.
An alternative system could be adsorption purification with regeneration by pressure variation known as Pressure Swing Adsorption (PSA).
A third technology or a combination of several technologies could also to be considered.
At the outlet of the purification system one or more lines (5) and (6) allow to recycle the purified hydrogen to zone (I), normally at one or several levels of pressure. A direct recycling to the feed (38) of the zone (II) is also possible and in this case the purification of this flux by membranes or PSA is no longer necessary.
Here is described a particular embodiment for separating the compounds derived hydrocarbons, any other mode known to those skilled in the art is suitable.
In the preferred embodiment of FIG. 1, all of the hydrogen extra is introduced by the pipe (7) at the zone (IV).
According to another embodiment, it is possible to provide driving only part of the hydrogen at the zone (IV).
Zone (IV) can benefit from a high flow of high purity hydrogen, works at a partial pressure of hydrogen very close to the pressure total and by same reason at partial pressures of hydrogen sulfide and ammonia very bass. This advantageously makes it possible to reduce the total pressure and the quantities of catalyst necessary to obtain the specifications for the diesel fuel produced and, overall, minimize investments.
The method of the invention is implemented in an installation comprising the following reaction zones:
a single zone of hydrogen compression consisting of n stages of compression arranged in series, n being between 2 and 6, preferably between 2 and 5, preferably between 2 and 4 and being more preferably equal to 3, a catalytic hydroconversion zone (II) consisting of at least one bed reactor fixed hydrogen fed via the last compression stage, and connected via driving (11) a separation zone (III) consisting of at least one separator (15) and at least one distillation column (18), the separator for separating a gas rich in

14 hydrogène via la conduite 16 et une phase liquide qui est amenée via la conduite (17) à la colonne de distillation (18), la conduite (21) soutirant la fraction gazole distillée est reliée à
- une zone d'hydrotraitement (IV) constituée d'un réacteur d'hydrotraitement à lit fixe qui est alimenté en hydrogène par un étage de compression intermédiaire, et dont la conduite de l'effluent (25) est reliée à
- une zone (V) de séparation, permettant d'évacuer l'hydrogène vers le dernier étage de compression.
Ainsi, selon un mode de réalisation de l'invention, l'installation est telle que celle schématisée sur la figure 1.
Le détail des différentes zones de réaction est tel qu'il a été décrit précédemment en relation avec la description du procédé.
Selon un mode de réalisation particulier, dans l'installation conforme à
l'invention, un étage de compression intermédiaire, le premier sur la figure 2, est relié à un réacteur d'hydrotraitement de gazole straight-run (40).
L'invention porte également sur l'utilisation dans une installation de conversion d'une charge pétrolière lourde en lit fixe d'un unique compresseur d'hydrogène à
plusieurs étages.
L'invention va être illustrée à l'aide de l'exemple suivant qui n'est pas limitatif.
EXEMPLE
Dans une installation selon l'invention (telle qu' illustrée sur la figure 1) avec un système de compression unique à trois étages, on opère la conversion d'un mélange de gazole sous vide (VGO) et d'un gazole lourd de coker (HCGO) issu d'un brut Moyen Orient.
Les propriétés du mélange sont les suivantes :
VGO +
HCGO
Densité à 15 C 0.945 Soufre, Vopds 3.4 Azote, ppm pds 1554 Carbone Conradson Apds <1 Nickel + Vanadium, ppm pds <2 Insolubbles C7, Vopds <0.05 ASTM distillation ASTM D1160, C
T5% 368 T50% 456 T95% 558 Le mélange de VG0+HCGO décrit dans le tableau ci-dessus est envoyé dans une unité de Mild Hydrocracking (MHC) fonctionnant aux conditions suivantes :
- Pression totale : 9,5 MPa - : 0.7 h"1 Catalyseur : NiMo sur alumine tel que le catalyseur HR-548 commercialisé par la Société Axens - Température moyenne réacteur : 370 C
On obtient dans ces conditions une conversion de la charge VG0+HCGO d'environ Apds. Après séparation, on obtient, entre autres, une coupe diesel et avec un rendement de 25,7 A vol. et du VGO non converti. La teneur en soufre de cette coupe diesel est de 150 ppm. Ce produit ne répond donc pas aux spécifications internationales qui limitent le soufre des carburants diesel à moins de 10 ppm. 14 hydrogen via line 16 and a liquid phase which is fed via the driving (17) to the distillation column (18), the pipe (21) withdrawing the diesel fraction distilled is connected to a hydrotreating zone (IV) consisting of a reactor Fixed bed hydrotreatment which is supplied with hydrogen by an intermediate compression stage, and whose effluent line (25) is connected to a zone (V) of separation, making it possible to evacuate the hydrogen towards the last stage compression.
Thus, according to one embodiment of the invention, the installation is such than schematically in Figure 1.
The details of the different reaction zones are as described previously in relationship with the description of the process.
According to a particular embodiment, in the installation according to the invention, a intermediate compression stage, the first in Figure 2, is connected to a reactor straight-run diesel hydrotreater (40).
The invention also relates to the use in a plant of converting a heavy oil load in fixed bed from a single hydrogen compressor to many floors.
The invention will be illustrated with the aid of the following example which is not limiting.
EXAMPLE
In an installation according to the invention (as illustrated in FIG. 1) with a system of unique three-stage compression, the conversion of a mixture of diesel under empty (VGO) and heavy coker diesel (HCGO) from a Middle East crude.
The properties of the mixture are as follows:
VGO +
HCGO
Density at 15 C 0.945 Sulfur, Vopds 3.4 Nitrogen, ppm at 1554 Conradson Carbon Apds <1 Nickel + Vanadium, ppm wt <2 Insolubble C7, Vopds <0.05 ASTM distillation ASTM D1160, C
T5% 368 T50% 456 T95% 558 The mixture of VG0 + HCGO described in the table above is sent in a unit of Mild Hydrocracking (MHC) operating under the following conditions:
- Total pressure: 9.5 MPa -: 0.7 hrs "1 Catalyst: NiMo on alumina such as HR-548 catalyst marketed by the Axens company - Average reactor temperature: 370 C
Under these conditions, a conversion of the charge VG0 + HCGO of about APDS. After separation, one gets, among others, a diesel cut and with a yield of 25.7 A vol. and unconverted VGO. The sulfur content of this cup diesel is 150 ppm. This product does not meet the international specifications limit sulfur diesel fuels less than 10 ppm.

15 Cette coupe diesel est envoyée dans une unité d'hydrotraitement en lit fixe opérant dans les conditions suivantes:
- Pression totale : 5,7 MPa - VVH : 0.8511-1 - Catalyseur : CoMosur alumine tel que le HR-526 commercialisé par la Société
Axens - Température moyenne réacteur : 345 C
L'appoint d'hydrogène de l'unité unité d'hydrotraitement de diesel est pris sur la sortie du 2ème étage du compresseur. La pression de refoulement du 2" étage du compresseur d'appoint est de 6,5 MPa. La purge haute pression de l'unité d'hydrotraitement est renvoyée à l'aspiration du 3én' étage du compresseur. La pression de refoulement du 3ème étage du compresseur d'appoint est de 10,2 MPa. L'unité d'hydrotraitement de diesel ne comporte pas de compresseur de recyclage d'hydrogène.
A la sortie du réacteur d'hydrotraitement, les rendements et les qualités de produits obtenus après séparation sont illustrés dans le tableau suivant. Le diesel produit présente une teneur en soufre inférieure à 10 ppm poids, ce qui répond bien aux futures spécifications internationales.

Rendements, % vol.
Naphtha 1.4 Diesel 25.7 VGO hydrotraité 75.7 H2 consumption, wt% 1.3 Propriétés du diesel Densité à 15 C 0.870 Soufre, ppm <10 Cetane 48 Propriétés du VGO après MHC
Densité à 15 C 0.890 Soufre, ppm <300 Hydrogène, %pds 13.0 15 This diesel cut is sent to a fixed bed hydrotreatment unit operating in the following conditions:
- Total pressure: 5.7 MPa - VVH: 0.8511-1 Catalyst: CoMosur alumina such as HR-526 marketed by the Company Axens - Average reactor temperature: 345 C
Hydrogen filling unit diesel unit hydrotreating unit is taken on the exit of the 2nd stage of the compressor. The discharge pressure of the 2nd stage of the compressor extra is 6.5 MPa. High pressure blowdown of the hydrotreatment unit is returned at the suction of the 3rd stage of the compressor. The discharge pressure of the 3rd floor of the Backup compressor is 10.2 MPa. The diesel hydrotreating unit does not does not involve of hydrogen recycling compressor.
At the outlet of the hydrotreatment reactor, the yields and the qualities of products obtained after separation are illustrated in the following table. Diesel produced present a content in sulfur less than 10 ppm by weight, which responds well to future specifications International.

Yields,% vol.
Naphtha 1.4 Diesel 25.7 Hydrotreated VGO 75.7 H2 consumption, wt% 1.3 Diesel properties Density at 15 C 0.870 Sulfur, ppm <10 Cetane 48 Properties of VGO after MHC
Density at 15 C 0.890 Sulfur, ppm <300 Hydrogen,% wt 13.0

Claims

17

1. Process for the production of gasoil cups with very low sulfur content from a heavy oil charge, which includes the following steps:
(a) Fixed bed hydrocracking of a heavy oil load of which at least 80%
in weight has a boiling point above 340 ° C with at least one catalyst to a temperature of 300-500 ° C, a pressure of at least 4 MPa and less or equal to 17 MPa, an hourly space velocity of 0.1 to 10 h-1 and in the presence of 50 to 5000 Nm3 of hydrogen per m3 of feed, the net conversion into products boiling in below 360 ° C being from 10 to 99% by weight, (b) separating the effluent from step (a) into a gas containing hydrogen and H2S, a fraction comprising diesel fuel and optionally a fraction more heavy than diesel and a naphtha fraction;
(c) hydrotreatment to reduce the sulfur content by contact with at least a catalyst of at least the fraction comprising the gas oil obtained in step (b), said diesel having an initial boiling point of 120 to 180 ° C, an end point between 340 and 540 ° C and containing from 100 to 10000 ppm of sulfur, a temperature of 200-500 ° C, at a liquid hourly space velocity report to catalyst volume of 0.1 to 10 h -1 in the presence of 100 to 5000 Nm 3 of hydrogen per m3 of load;
(d) separating the effluent obtained at the end of step (c) into a gas containing hydrogen, and at least one diesel fuel having a sulfur content lower at 50 ppm, the hydrocracking step (a) being conducted at a pressure P1 and the step hydrotreatment (c) being conducted at a pressure P2, the difference .DELTA.P = P1 - P2 being at minimum of 2 MPa, the supply of hydrogen for the hydrocracking steps (a) and hydrotreatment (c) being provided by a single n-stage compression system, where n is greater than equal to 2.

2. The method of claim 1, wherein n is between 2 and 6.

3. The method of claim 2, wherein n is between 2 and 5.

4. The method of claim 3, wherein n is between 2 and 4.

5. Method according to claim 4, characterized in that n is equal to 3.

The method of claim 1, wherein .DELTA.P is from 4 to 8 MPa.

The method of claim 6 wherein .DELTA.P is from 5 to 7 MPa.

The method of claim 1, wherein in step (d), a diesel whose Sulfur content is less than 20 ppm.

The method according to claim 8, wherein in step (d) there is separated a diesel whose Sulfur content is less than 10 ppm.

10. The method of claim 1, wherein the pressure P1 implemented in step catalytic hydroconversion (a) in a fixed bed is between 6 and 17 MPa.

11. The method of claim 10, wherein the pressure P1 is included between 8 and 12 MPa.

12. The method of claim 1, wherein the pressure P2 implemented in step hydrotreatment (c) is between 4 and 8 MPa.

The method of claim 12, wherein the pressure P2 is between 4.5 and 6 MPa.

The process of claim 1, wherein n = 3 and the pressure of repression of first stage of compression is between 4 and 5 MPa, the pressure of repression of second compression stage is between 8 and 12 MPa, and the pressure of third compression stage is between 12 and 17 MPa.

The method of claim 15, wherein n = 3 and the pressure of repression of first stage of compression is between 4.5 and 5 MPa, the pressure of suppression the second compression stage is between 9 and 11 MPa and the pressure of third compression stage is between 13 and 15 MPa.

The process of claim 1, wherein n = 3 and wherein the hydrogen of compression of the second compression stage feeds the reactor hydrotreating.

The process of claim 1, wherein the partial pressure of hydrogen in the hydrotreating reactor P2H2is between 3.4 and 8 MPa.

The method of claim 18, wherein P2H2 is between 4 and 6 MPa.

19. The method of claim 1, wherein the hydrogen fueling the last floor compression is recycled hydrogen from the separation step (d) or the separation step (b).

The process according to claim 1, wherein the hydrogen of repression of a floor intermediate compression can also feed a unit diesel hydrotreating directly from atmospheric distillation, called straight diesel run to a pressure between 3 and 6.5 MPa.