CA2607252C - Procede et installation de conversion de fractions lourdes petrolieres en lit fixe avec production integree de distillats moyens a tres basse teneur en soufre - Google Patents
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Abstract
La présente invention porte sur un procédé et une installation de traitement d'une charge pétrolière lourde dont au moins 80% en poids a un point d'ébullition supérieur à 340°C, le procédé comprenant les étapes suivantes : (a) hydroconversion dans un réacteur à lit fixe fonctionnant à courant ascendant de liquide et de gaz, 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 par contact avec au moins un catalyseur d'au moins la fraction comprenant le gazole obtenue à l'étape (b); (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'hydroconversion (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, l'alimentation en hydrogène pour les étapes d'hydroconversion (a) et d'hydrotraitement (c) étant assurée par un système unique de compression à n étages.
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.
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.
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
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
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
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
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.
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.
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.
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.
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
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
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
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
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.
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.
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
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
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 =
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 =
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).
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).
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.
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.
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
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
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.
- 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.
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
- 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
Claims (20)
1. 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 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 10 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, 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 .DELTA.P = P1 - P2 étant au minimum de 2 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.
(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 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 10 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, 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 .DELTA.P = P1 - P2 étant au minimum de 2 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.
2. Procédé selon la revendication 1, dans lequel n est compris entre 2 et 6.
3. Procédé selon la revendication 2, dans lequel n est compris entre 2 et 5.
4. Procédé selon la revendication 3, dans lequel n est compris entre 2 et 4.
5. Procédé selon la revendication 4, caractérisé par le fait que n est égal à
3.
3.
6. Procédé selon la revendication 1, dans lequel .DELTA.P est de 4 à 8 MPa.
7. Procédé selon la revendication 6, dans lequel .DELTA.P est de 5 à 7 MPa.
8. Procédé selon la revendication 1, dans lequel dans l'étape (d) on sépare un gazole dont la teneur en soufre est inférieure à 20 ppm.
9. Procédé selon la revendication 8, dans lequel dans l'étape (d) on sépare un gazole dont la teneur en soufre est inférieure à 10 ppm.
10. Procédé selon la revendication 1, dans lequel la pression P1 mise en uvre dans l'étape d'hydroconversion catalytique (a) en lit fixe est comprise entre 6 et 17 MPa.
11. Procédé selon la revendication 10, dans lequel la pression P1 est comprise entre 8 et 12 MPa.
12. Procédé selon la revendication 1, dans lequel la pression P2 mise en uvre dans l'étape d'hydrotraitement (c) est comprise entre 4 et 8 MPa.
13. Procédé selon la revendication 12, dans lequel la pression P2 est comprise entre 4,5 et 6 MPa.
14. Procédé selon la revendication 1, dans lequel n=3 et la pression de refoulement du premier étage de compression est comprise entre 4 et 5 MPa, la pression de refoulement du deuxième étage de compression est comprise entre 8 et 12 MPa , et la pression de refoulement du troisième étage de compression est comprise entre 12 et 17 MPa.
15. Procédé selon la revendication 15, dans lequel n=3 et la pression de refoulement du premier étage de compression est comprise entre 4,5 et 5 MPa, la pression de refoulement du deuxième étage de compression est comprise entre 9 et 11 MPa et la pression de refoulement du troisième étage de compression est comprise entre 13 et 15 MPa.
16. Procédé selon la revendication 1, dans lequel n=3 et dans lequel l'hydrogène de refoulement du deuxième étage de compression alimente le réacteur d'hydrotraitement.
17. Procédé selon la revendication 1, dans lequel la pression partielle en hydrogène dans le réacteur d'hydrotraitement P2H2est comprise entre 3,4 et 8 MPa.
18. Procédé selon la revendication 18, dans lequel P2H2 est comprise entre 4 et 6 MPa.
19. Procédé selon la revendication 1, selon lequel l'hydrogène alimentant le dernier étage de compression est de l'hydrogène recyclé provenant de l'étape de séparation (d) ou de l'étape de séparation (b).
20. Procédé selon la revendication 1, selon lequel l'hydrogène de refoulement d'un étage de compression intermédiaire peut en outre alimenter une unité
d'hydrotraitement de gazole issu directement de la distillation atmosphérique, appelé gazole straight-run à une pression comprise entre 3 et 6,5 MPa.
d'hydrotraitement de gazole issu directement de la distillation atmosphérique, appelé gazole straight-run à une pression comprise entre 3 et 6,5 MPa.
Applications Claiming Priority (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
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| FR06/09.437 | 2006-10-24 | ||
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