EP0649896A1 - Procédé pour la production conjointe de distillats moyens et d'huiles lubrifiantes à partir de coupes pétrolières lourdes - Google Patents

Procédé pour la production conjointe de distillats moyens et d'huiles lubrifiantes à partir de coupes pétrolières lourdes Download PDF

Info

Publication number
EP0649896A1
EP0649896A1 EP94402284A EP94402284A EP0649896A1 EP 0649896 A1 EP0649896 A1 EP 0649896A1 EP 94402284 A EP94402284 A EP 94402284A EP 94402284 A EP94402284 A EP 94402284A EP 0649896 A1 EP0649896 A1 EP 0649896A1
Authority
EP
European Patent Office
Prior art keywords
catalyst
chosen
metal
weight
stage
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Granted
Application number
EP94402284A
Other languages
German (de)
English (en)
Other versions
EP0649896B1 (fr
Inventor
Alain Billon
Jean-Pierre Peries
Pierre-Henri Bigeard
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
IFP Energies Nouvelles IFPEN
Original Assignee
IFP Energies Nouvelles IFPEN
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Family has litigation
First worldwide family litigation filed litigation Critical https://patents.darts-ip.com/?family=9452297&utm_source=google_patent&utm_medium=platform_link&utm_campaign=public_patent_search&patent=EP0649896(A1) "Global patent litigation dataset” by Darts-ip is licensed under a Creative Commons Attribution 4.0 International License.
Application filed by IFP Energies Nouvelles IFPEN filed Critical IFP Energies Nouvelles IFPEN
Publication of EP0649896A1 publication Critical patent/EP0649896A1/fr
Application granted granted Critical
Publication of EP0649896B1 publication Critical patent/EP0649896B1/fr
Anticipated expiration legal-status Critical
Revoked legal-status Critical Current

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G69/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process
    • C10G69/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only
    • C10G69/04—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only including at least one step of catalytic cracking in the absence of hydrogen
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G65/00—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only
    • C10G65/02—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only
    • C10G65/12—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only including cracking steps and other hydrotreatment steps
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C10G45/02—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing
    • C10G45/04—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing characterised by the catalyst used
    • C10G45/10—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to eliminate hetero atoms without changing the skeleton of the hydrocarbon involved and without cracking into lower boiling hydrocarbons; Hydrofinishing characterised by the catalyst used containing platinum group metals or compounds thereof

Definitions

  • the invention relates to a process for the joint production, from heavy petroleum fractions, middle distillates and bases of high viscosity oils, that is to say oils having viscosity indices (VI) of between 95 and 150 , and more particularly between 120 and 140.
  • the fillers have boiling points above 380 ° C. These are for example vacuum distillates, deasphalted oils or their mixtures.
  • this process allows a greater production of middle distillates while retaining characteristics of similar oils.
  • the Applicant has developed a flexible process, adaptable to various cuts, and allowing the operator to control the conversion and the viscosity.
  • the subject of the invention is a process for treating heavy hydrocarbon petroleum fractions, with a boiling point above 380 ° C., for the improved production of middle distillates together with the production of oil bases having an index of viscosity between 95 and 150, process in which, in a first step , the cut is brought into contact, in the presence of hydrogen, with at least one catalyst containing on an amorphous support, at least one element of group VI and at least one element of group VIII, at a temperature between 350 and 430 ° C, under a pressure between 5 and 20 MPa, the space velocity being between 0.1 and 5h ⁇ 1 and the quantity of hydrogen introduced such that the hydrogen / hydrocarbon volume ratio is between 150 to 2000, the product resulting from said first stage is brought into contact, in a second stage , with a catalyst containing a support, at least one group VI element, at least one group VIII element and a Y zeolite, at a temperature between 350 and 430 ° C, at a pressure between 5 and 20 MPa, the space speed
  • the charge and the added hydrogen are brought into contact with a first catalyst.
  • the quantity of hydrogen supplied is such that the volume ratio H2 / hydrocarbons is between 150 and 2,000 and preferably 500 and 1,500.
  • the catalyst of the first stage essentially consists of a non-zeolitic support and of at least one metal or metal compound having a hydro-dehydrogenating function.
  • the support is preferably essentially constituted (based on) of alumina or silica amorphous alumina it can also contain boron oxide, magnesia, zirconia, titanium oxide, clay , or a combination of these oxides.
  • the hydro-dehydrogenating function is preferably fulfilled by at least one metal or compound of metal from the molybdenum, tungsten, nickel and cobalt group.
  • This catalyst may advantageously contain phosphorus; in fact, it is known in the prior art that the compound brings two advantages to hydrotreatment catalysts: ease of preparation during in particular the impregnation of nickel and molybdenum solutions, and better hydrogenation activity.
  • NiMo on alumina NiMo on alumina doped with boron and / or phosphorus and NiMo on silica alumina are preferred.
  • the total concentration of oxides of metals from groups VI and VIII is between 5 and 40% by weight and preferably between 7 and 30% and the weight ratio expressed as metal oxide between metal (or metals) of group VI on metal (or metals) of group VIII is between 20 and 1.25 and preferably between 10 and 2.
  • the concentration of phosphorus oxide P2O5 will be less than 15% by weight and preferably 10% by weight.
  • this operation is carried out in this first step with temperatures between 350 and 430 ° C, and preferably between 370 and 410 ° C, with pressures between 5 and 20 MPa, and preferably 7 and 15 MPa, with space velocities between 0.1 and 5 h ⁇ 1, and preferably 0.3 and 1.5 h ⁇ 1.
  • the operator will choose the temperature of this first stage as a function of the viscosity index which he wishes to obtain on the oil base at the exit of this stage, which will preferably be between 90 and 130, and better still between 90 and 120, even 90 and 110.
  • the product obtained at the end of this first stage is sent to a second catalyst in a second stage.
  • the effluent is sent in the second step without intermediate separation of ammonia and hydrogen sulfide. Such separation can, in another embodiment of the method, be provided.
  • the second stage catalyst essentially consists of a zeolite, a support and a hydro-dehydrogenating function.
  • the hydro-dehydrogenating function consists of a combination of metals from groups VI (in particular molybdenum and / or tungsten) and metals from group VIII (especially cobalt and / or nickel) of the periodic table.
  • This catalyst may also advantageously contain phosphorus.
  • the total concentration of metal oxides of GVIII and VI is between 1% and 40% by weight and preferably between 3 and 30% and advantageously between 8-40%, even 10-40% and better still 10-30%.
  • the weight ratio expressed as metal oxides between metal (or metals) of group VI on metal (or metals) of group VIII is between 20 and 1.25 and preferably between 10 and 2.
  • the concentration of phosphorus oxide (P2O5) will be less than 15% and preferably 10% by weight.
  • the support is chosen from the group consisting of alumina, silica, silica alumina, alumina-boron oxide, magnesia, silica-magnesia, zirconia, titanium oxide, clay, only or in mixtures.
  • the zeolite content by weight is between 2 and 80% and preferably between 3 and 50% relative to the final catalyst, and advantageously between 3-25%.
  • the zeolite can optionally be doped with metallic elements such as, for example, the metals of the rare earth family, in particular lanthanum and cerium, or noble or non-noble metals of group VIII, such as platinum, palladium, ruthenium, rhodium, iridium, iron and other metals such as manganese, zinc, magnesium.
  • metallic elements such as, for example, the metals of the rare earth family, in particular lanthanum and cerium, or noble or non-noble metals of group VIII, such as platinum, palladium, ruthenium, rhodium, iridium, iron and other metals such as manganese, zinc, magnesium.
  • An acidic zeolite HY is particularly advantageous and is characterized by different specifications: a SiO2 / Al2O3 molar ratio of between approximately 8 and 70 and preferably between approximately 12 and 40: a sodium content of less than 0.15% by weight determined on the zeolite calcined at 1100 ° C.
  • a crystalline parameter has elementary mesh between 24.55 x 10 ⁇ 10 m and 24.24 x 10 ⁇ 10 m and preferably between 24.38 x 10 ⁇ 10 m and 24, 26 x 10 ⁇ 10m; a CNa capacity for taking up sodium ions, expressed in grams of Na per 100 grams of modified zeolite, neutralized then calcined, greater than approximately 0.85 a specific surface area determined by the BET method greater than approximately 400 m2 / g and preferably greater than 550 m2 / g, a water vapor adsorption capacity at 25 ° C for a partial pressure of 2.6 torrs (i.e.
  • a porous distribution comprising between 1 and 20% and preferably between 3 and 15% of the pore volume contained in pores with a diameter between 20 x 10 ⁇ 10 m and 80 x 10 ⁇ 10m, the rest of the pore volume being contained in pores with a diameter less than 20.10 ⁇ 10 m.
  • a preferred catalyst contains nickel, molybdenum, a Y zeolite as defined above and alumina.
  • the pressure will be maintained between 5 and 20 MPa and preferably 7 to 15 MPa, the space speed will be between 0.1 h ⁇ 1 and 5 h ⁇ 1 and preferably between 0.3 and 1.5 h ⁇ 1.
  • the temperature is adjusted on the second step, so as to obtain the desired viscosity and VI. It is between 350 and 430 ° C, and in general it is advantageously between 370 and 410 ° C, even 390 ° C.
  • the Applicant has surprisingly found that the viscosity of the residue is less reduced than on amorphous catalysts for the same level of conversion.
  • the product from the second stage is then fractionated so as to obtain, on the one hand, the middle distillates and, on the other hand, the residue containing the oil bases.
  • the process is carried out without recirculation of the residue so as to avoid an accumulation of polyaromatic compounds.
  • the method can nevertheless be implemented with recycling of part of the residue at the second stage.
  • the recycled fraction is then mixed with the product from the first stage.
  • a feed consisting of a vacuum distillate is introduced, the composition of which is given in Table I.
  • a 12% Mo, 4% Ni, 10% zeolite Y catalyst is loaded into a second reactor located after this first reactor on alumina.
  • the product from the first reactor is introduced into the second reactor.
  • the pressure is 14 MPa and the product circulates at a space speed of 1 h ⁇ 1.
  • the 380 ° C. residue is recovered and is then distilled under vacuum.
  • Table 2 makes it possible to compare the process according to the invention with a one-step process on an amorphous catalyst, for the production of high viscosity oils with high viscosity index (VI) (VI> 125) and middle distillates to from vacuum distillate.
  • VI viscosity index
  • the oil obtained with the process according to the invention has a higher viscosity (5.10 ⁇ 4m2 / s instead of 4.5.10 ⁇ 4 m2 / s) and is moreover obtained at significantly lower temperatures.
  • Example 2 Temperatures 1st step 390 ° C 390 ° C 390 ° C 410 ° C 395 ° C 395 ° C 2nd stage 380 ° C 375 ° C 370 ° C - - 390 ° C Weight conversion 90% 80% 68.7% 68.7% 56.2% 68.7% Material balance (% weight) H2S + NH3 3.0 3.0 3.0 3.0 3.0 C1-C4 4.1 3.6 2.5 3.6 2.4 3.5 C5-150 26.9 21.8 15.7 13.5 9.6 13.0 150-380 56.0 51.6 47.5 48.7 41.2 49.2 380+ 100 12.8 22.6 33.7 33.7 46.0 33.65 Total 100 102.8 102.6 102.4 102.4 102.2 102.35 380 dewaxed residue d15 / 4 0.935 V100 ° C (m2 / s) 9.5.10 ⁇ 4 3.6.10 ⁇ 4 4.5.10 ⁇ 4 5.0.10 ⁇ 4
  • the increase in the conversion yield in the process according to the invention is not to the detriment of the viscosity of the dewaxed oil base: the yield of middle distillates can increase by 10% without the viscosity being modified.
  • a deasphalted vacuum residue is introduced (whose viscosity at 100 ° C. is generally between 25.10 ⁇ 4 to 90.10 ⁇ 4 m2 / s).
  • the characteristics of the oil bases obtained from a residue of viscosity 50 10 ⁇ 4 m2 / s are given in Table II as a function of the temperature.
  • the 380 ° C. residue is distilled so as to obtain the highly viscous "bright stock" oil (viscosity at 100 ° greater than or equal to 32.10 ⁇ 4 m2 / s).
  • Example 3 The product from Example 3 is treated in the same way as in Example 2.
  • the results are presented in Table II.
  • Table II makes it possible to compare the process according to the invention with a one-step process on an amorphous catalyst, for the production of very viscous "brightstock” oils (viscosity ⁇ 32.10 ⁇ 4 m2 / s) and middle distillates from of deasphalted vacuum residue.
  • Example 3 Temperatures 1st step 390 ° C 390 ° C 390 ° C 395 ° C 410 ° C 2nd stage 370 ° C 375 ° C 380 ° C - - Weight conversion 40% 60% 80% 40% 60% Material balance (% weight) H2S + NH3 2.2 2.2 2.2 2.2 C1-C4 1.0 1.6 2.5 1.5 2.9 C5-150 9.1 18.0 33.6 6.5 12.2 150-380 27.7 38.2 41.7 29.7 42.4 380+ 100 61.5 41.8 22.2 62.0 42.3 Light oil 39.0 28.2 16.4 55.0 BS residue 22.5 13.6 5.8 7.0 Not possible Total 101.5 101.8 102.2 101.7 102.0 380 dewaxed residue d15 / 4 0.945 0.865 0.860 0.855 0.849 0.845 V100 ° C (m2 / s) 50.10 ⁇ 4 13.6.10 ⁇ 4 12.6.10-4 11.4.10 ⁇ 4 9.8.10 ⁇ 4
  • Example 1 The product obtained at the end of Example 1 is passed through a second reactor containing a 15% Mo, 5% Ni and silica-alumina catalyst (48% alumina and 32% silica). The pressure is 14 MPa and the space speed 1 h ⁇ 1. The characteristics of the product obtained are given in Table I. This test, conducted under the conditions of US Pat. No. 3,642,612 of the prior art, shows that the invention described in the present application brings new and surprising results compared to the known technique.

Abstract

L'invention concerne un procédé de production conjointe de distillats moyens et de bases d'huiles (indice de viscosité compris entre 95 et 150) à partir notamment de distillats sous vide et/ou d'huiles désasphaltées. Le procédé comprend une première étape dans laquelle la charge est mise au contact d'un catalyseur amorphe chargé en au moins un métal ou composé de métal ayant une fonction hydro-déshydrogénante, tel que Ni, Mo, W, Co, à une température comprise entre 350 et 430 °C, une pression comprise entre 5 et 20 MPa, une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 5 h<->¹ et en présence d'hydrogène dans un rapport volumique H2/HC = 150 à 2 000, le produit issu de la première étape est mis au contact, dans une seconde étape, d'un deuxième catalyseur comprenant un support, une zéolithe Y, au moins un élément du groupe VIB et au moins un métal du groupe VIII à une température comprise entre 350 et 430 °C, une pression comprise entre 5 et 20 MPa et une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 5h<->¹.

Description

  • L'invention concerne un procédé de production conjointe, à partir de coupes pétrolières lourdes, de distillats moyens et de bases d'huiles de haute viscosité, c'est à dire des huiles présentant des indices de viscosité (VI) compris entre 95 et 150, et plus particulièrement compris entre 120 et 140.
    Les charges présentent des points d'ébullition supérieurs à 380 °C. Ce sont par exemple des distillats sous vide, des huiles désasphaltées ou leurs mélanges.
  • L'Institut Français du Pétrole a depuis longtemps développé des procédés de production de bases huileuses à partir de ces charges, que ce soit par la voie extraction (au furfurol par exemple) ou par hydroraffinage. Dans ce dernier cas, on utilise des catalyseurs amorphes comportant du nickel et du molybdène supportés sur de l'alumine ou de la silice alumine (brevet FR-A-1.465.372).
  • Il est connu également de procéder en 2 étapes sur 2 catalyseurs amorphes différents. Ainsi dans le brevet USP-3,642,612 la charge est traitée en présence d'hydrogène sur un premier catalyseur contenant des métaux des groupes VI et VIII déposés sur un support faiblement acide (alumine) puis sur un second catalyseur contenant également des métaux des groupes VI et VIII mais déposés sur un support plus acide (silice-alumine).
  • On se propose de produire des bases huiles de VI au moins égales par rapport à un procédé sur catalyseurs amorphes, mais présentant des viscosités supérieures (par rapport à un procédé sur catalyseurs amorphes) à isoconversion en distillats.
  • Autrement dit, ce procédé permet une production plus importante de distillats moyens tout en conservant des caractéristiques d'huiles similaires.
  • La demanderesse a développé un procédé flexible, adaptable à diverses coupes, et permettant à l'exploitant de maîtriser la conversion et la viscosité.
  • Plus précisément, l'objet de l'invention est un procédé de traitement de coupes pétrolières lourdes hydrocarbonées, à point d'ébullition supérieur à 380 °C, pour la production améliorée de distillats moyens conjointement à la production de bases huiles ayant un indice de viscosité compris entre 95 et 150, procédé dans lequel, dans une première étape, la coupe est mise au contact, en présence d'hydrogène, avec au moins un catalyseur contenant sur un support amorphe, au moins un élément du groupe VI et au moins un élément du groupe VIII, à une température comprise entre 350 et 430 °C, sous une pression comprise entre 5 et 20 MPa, la vitesse spatiale étant comprise entre 0,1 et 5h⁻¹ et la quantité d'hydrogène introduite tel que le rapport volumique hydrogène/hydrocarbure soit compris entre 150 à 2 000, le produit issu de ladite première étape est mis au contact, dans une seconde étape, avec un catalyseur contenant un support, au moins un élément du groupe VI, au moins un élément du groupe VIII et une zéolithe Y, à une température comprise entre 350 et 430 °C, à une pression comprise entre 5 et 20 MPa, la vitesse spatiale étant comprise entre 0,1 et 5h⁻¹ et le produit issu de ladite seconde étape est fractionné, d'une part en distillats moyens, et d'autre part en résidu, contenant les bases huiles.
  • Dans la première étape du procédé, la charge et l'hydrogène additionné sont mis au contact d'un premier catalyseur. La quantité d'hydrogène apportée est telle que le rapport volumique H₂/hydrocarbures soit compris entre 150 et 2 000 et de préférence 500 et 1 500.
  • Le catalyseur de la première étape est essentiellement constitué d'un support non zéolithique et d'au moins un métal ou composé de métal ayant une fonction hydro-déshydrogénante.
  • Le support est de préférence constitué essentiellement (à base de) d'alumine ou de silice alumine amorphe elle peut également renfermer de l'oxyde de bore, de la magnésie, de la zircone, de l'oxyde de titane, de l'argile, ou une combinaison de ces oxydes. La fonction hydro-déshydrogénante est remplie de préférence par au moins un métal ou composé de métal du groupe molybdène, tungstène, nickel et cobalt. On peut généralement utiliser une combinaison de métaux du groupe VI (molybdène et/ou tungstène notamment) de la classification périodique des éléments.
  • Ce catalyseur pourra contenir avantageusement du phosphore ; en effet il est connu dans l'art antérieur que le composé apporte deux avantages aux catalyseurs d'hydrotraitement : une facilité de préparation lors notamment de l'imprégnation des solutions de nickel et de molybdène, et une meilleure activité d'hydrogénation.
  • Les catalyseurs NiMo sur alumine, NiMo sur alumine dopée avec du bore et/ou du phosphore et NiMo sur silice alumine sont préférés.
  • Avantageusement, on choisira de l'alumine η ou γ.
  • La concentration totale en oxydes de métaux des groupes VI et VIII est comprise entre 5 et 40 % en poids et de préférence entre 7 et 30 % et le rapport pondéral exprimé en oxyde métallique entre métal (ou métaux) du groupe VI sur métal (ou métaux) du groupe VIII est compris entre 20 et 1,25 et de préférence entre 10 et 2. La concentration en oxyde de phosphore P₂O₅ sera inférieure à 15 % poids et de préférence à 10 % poids.
  • Au cours de la première étape, l'emploi d'un catalyseur privilégiant l'hydrogénation par rapport au craquage, utilisé dans des conditions thermodynamiques et cinétiques appropriées, permet une réduction importante de la teneur en hydrocarbures aromatiques polycycliques condensés. Dans ces conditions, la majeure partie des produits azotés de la charge sont également transformés. Cette opération permet donc d'éliminer deux types de composés dont on sait qu'ils sont des inhibiteurs du catalyseur zéolithique.
  • De façon classique, on opère dans cette première étape avec des températures comprises entre 350 et 430 °C, et de préférence entre 370 et 410 °C, avec des pressions comprises entre 5 et 20 MPa, et de préférence 7 et 15 MPa, avec des vitesses spatiales comprises entre 0,1 et 5 h⁻¹, et de préférence 0,3 et 1,5 h⁻¹.
  • Avantageusement, l'exploitant choisira la température de cette première étape en fonction de l'indice de viscosité qu'il souhaite obtenir sur la base huile à la sortie de cette étape, qui sera de préférence compris entre 90 et 130, et mieux entre 90 et 120, voire 90 et 110.
  • Le produit obtenu à l'issue de cette première étape est envoyé sur un second catalyseur dans une deuxième étape. Avantageusement I'effluent est envoyé dans la deuxième étape sans séparation intermédiaire d'ammoniac et d'hydrogène sulfuré. Une telle séparation peut, dans un autre mode de réalisation du procédé, être prévue.
  • Le catalyseur de deuxième étape est essentiellement constitué d'une zéolithe, d'un support et d'une fonction hydro-déshydrogénante.
  • La fonction hydro-déshydrogénante est constituée d'une combinaison de métaux des groupes VI (molybdène et/ou tungstène notamment) et des métaux du groupe VIII (cobalt et/ou nickel notamment) de la classification périodique des éléments. Ce catalyseur pourra aussi contenir avantageusement du phosphore.
  • La concentration totale en oxydes de métaux des GVIII et VI est comprise entre 1 % et 40 % en poids et de préférence entre 3 et 30 % et avantageusement entre 8-40%, voire 10-40% et mieux 10-30%. Le rapport pondéral exprimé en oxydes métalliques entre métal (ou métaux) du groupe VI sur métal (ou métaux) du groupe VIII est compris entre 20 et 1,25 et de préférence entre 10 et 2. La concentration en oxyde de phosphore (P₂O₅) sera inférieure à 15 % et de préférence à 10 % poids.
  • Le support est choisi dans le groupe constitué par l'alumine, la silice, la silice alumine, l'alumine-oxyde de bore, la magnésie, la silice-magnésie, le zircone, l'oxyde de titane, l'argile, seuls ou en mélanges.
  • La teneur pondérale en zéolithe est comprise entre 2 et 80 % et de préférence entre 3 et 50 % par rapport au catalyseur final, et avantageusement entre 3-25%.
  • La zéolithe peut être éventuellement dopée par des éléments métalliques comme par exemple les métaux de la famille des terres rares, notamment le lanthane et le cérium, ou des métaux nobles ou non nobles du groupe VIII, comme le platine, le palladium, le ruthènium, le rhodium, l'iridium, le fer et d'autres métaux comme le manganèse, le zinc, le magnésium.
  • Une zéolithe acide HY est particulièrement avantageuse et est caractérisée par différentes spécifications : un rapport molaire SiO₂/Al₂O₃ compris entre environ 8 et 70 et de manière préférée entre environ 12 et 40 : une teneur en sodium inférieure à 0,15 % poids déterminée sur la zéolithe calcinée à 1 100 °C un paramètre cristallin a de la maille élémentaire compris entre 24,55 x 10⁻¹⁰ m et 24,24 x 10⁻¹⁰ m et de manière préférée entre 24,38 x 10⁻¹⁰ m et 24,26 x 10⁻¹⁰m ; une capacité CNa de reprise en ions sodium, exprimée en gramme de Na par 100 grammes de zéolithe modifiée, neutralisée puis calcinée, supérieure à environ 0,85 une surface spécifique déterminée par la méthode B.E.T. supérieure à environ 400 m²/g et de préférence supérieure à 550 m²/g, une capacité d'adsorption de vapeur d'eau à 25 °C pour une pression partielle de 2,6 torrs (soit 34,6 MPa), supérieure à environ 6 %, une répartition poreuse comprenant entre 1 et 20 % et de préférence entre 3 et 15 % du volume poreux contenu dans des pores de diamètre situé entre 20 x 10⁻¹⁰ m et 80 x 10⁻¹⁰m, le reste du volume poreux étant contenu dans les pores de diamètre inférieur à 20.10⁻¹⁰ m.
  • Un catalyseur préféré contient du nickel, du molybdène, une zéolite Y telle que précédemment définie et de l'alumine.
  • Les conditions opératoires dans lesquelles est effectuée cette seconde étape sont importantes.
  • La pression sera maintenue entre 5 et 20 MPa et de préférence 7 à 15 MPa, la vitesse spatiale sera comprise entre 0,1 h⁻¹ et 5 h⁻¹ et de préférence entre 0,3 et 1,5 h⁻¹.
  • La température est ajustée sur la seconde étape, de façon à obtenir la viscosité et le V.I. souhaités. Elle est comprise entre 350 et 430 °C, et en général elle se situe avantageusement entre 370 et 410 °C, voire 390 °C.
    La demanderesse a constaté de façon surprenante que la viscosité du résidu est moins abaissée que sur les catalyseurs amorphes pour un même niveau de conversion.
  • Ainsi, par la combinaison d'un réglage des conditions de la première étape, qui permet d'obtenir une viscosité et un indice de viscosité intermédiaires, avec un réglage des conditions de la seconde étape, qui permet d'ajuster la viscosité et le VI aux valeurs souhaitées, la demanderesse a réussi de façon nouvelle et surprenante à obtenir un procédé flexible pour la fabrication d'huiles hautes viscosités présentant des VI élevés et de distillats moyens.
  • Le produit issu de la seconde étape est ensuite fractionné de façon à obtenir d'une part les distillats moyens et d'autre part le résidu contenant les bases huiles.
  • De façon préférée, le procédé est mis en oeuvre sans recirculation du résidu de façon à éviter une accumulation de composés polyaromatiques.
  • Le procédé peut néanmoins être mis en oeuvre avec recyclage d'une partie du résidu au niveau de la seconde étape. La fraction recyclée est alors mélangée au produit issu de la première étape.
  • Le procédé et ses avantages seront mieux compris par les exemples suivants.
    • Exemple 1
  • Dans un réacteur contenant un catalyseur amorphe (15 % Mo, 5 % Ni, 80 % alumine), on introduit une charge constituée par un distillat sous vide dont la composition est donnée dans le tableau I. De l'hydrogène est introduit sous une pression de 14 MPa et dans un rapport volumique H₂/HC = 1 300. La vitesse spatiale est alors de 0,5 h⁻¹.
  • Les caractéristiques des huiles obtenues sont reportées dans le tableau 1 en fonction des températures.
    • Exemple 2
  • On charge dans un second réacteur situé après ce premier réacteur, un catalyseur 12 % Mo, 4 % Ni, 10 % zéolithe Y sur alumine.
    Le produit issu du premier réacteur est introduit dans le second réacteur.
    La pression est de 14 MPa et le produit circule à une vitesse spatiale de 1 h⁻¹.
    Le résidu 380 °C⁺ est récupéré puis est distillé sous vide.
    Le tableau 2 permet de comparer le procédé selon l'invention avec un procédé à une seule étape sur catalyseur amorphe, pour la production d'huiles de haute viscosité à haut indice de viscosité (VI) (VI>125) et de distillats moyens à partir de distillat sous vide.
  • On constate que:
    . Pour une conversion identique (68,7 %) l'huile obtenue avec le procédé selon l'invention a une viscosité plus élevée (5.10⁻⁴m²/s en lieu de 4,5.10⁻⁴ m²/s) et est de plus obtenue à des températures nettement inférieures. TABLEAU I
    Charge Exemple 2 Exemple 1 Exemple 5
    Températures
    1ère étape 390 °C 390 °C 390 °C 410 °C 395 °C 395 °C
    2e étape 380 °C 375 °C 370 °C - - 390 °C
    Conversion % poids 90 % 80 % 68,7 % 68,7 % 56,2 % 68,7 %
    Bilan matière (% poids)
    H2S + NH3 3,0 3,0 3,0 3,0 3,0 3,0
    C1-C4 4,1 3,6 2,5 3,6 2,4 3,5
    C5-150 26,9 21,8 15,7 13,5 9,6 13,0
    150-380 56,0 51,6 47,5 48,7 41,2 49,2
    380+ 100 12,8 22,6 33,7 33,7 46,0 33,65
    Total 100 102,8 102,6 102,4 102,4 102,2 102,35
    Résidu 380 déparaffiné
    d15/4 0,935
    V100 °C (m2/s) 9,5.10⁻⁴ 3,6.10⁻⁴ 4,5.10⁻⁴ 5,0.10⁻⁴ 4,5.10⁻⁴ 5,0.10⁻⁴ 4,5.10⁻⁴
    VI 50 132 133 125 134 125 133
    Point d'écoulement (°C) -18 -18 -18 -18 -18 -18 -18

    . Une même base d'huile (viscosité 5,0.10⁻⁴ m²/s et VI = 125) est obtenue avec conjointement une production en distillats moyens nettement supérieure dans le procédé selon l'invention (47,5 % contre 41,2 %, soit un gain de plus de 15 %) ;
    . L'augmentation du rendement de conversion dans le procédé selon l'invention ne se fait pas au détriment de la viscosité de la base d'huile déparaffinée : le rendement en distillats moyens peut augmenter de 10 % sans que la viscosité soit modifiée.
    • Exemple 3
  • Dans un réacteur contenant le même catalyseur que dans l'exemple 1, et dans les mêmes conditions de pression, H2/HC et vitesse spatiale, on introduit un résidu sous vide désasphalté (dont la viscosité à 100 °C est généralement comprise entre 25.10⁻⁴ à 90.10⁻⁴ m²/s).
    Les caractéristiques des bases d'huiles obtenues à partir d'un résidu de viscosité 50 10⁻⁴ m²/s sont données dans le tableau II en fonction de la température. Le résidu 380°C⁺ est distillé de façon à obtenir l'huile "bright stock" très visqueuse (viscosité à 100 ° supérieure ou égale à 32.10⁻⁴ m²/s).
    • Exemple 4
  • On traite le produit issu de l'exemple 3 de la même façon que dans l'exemple 2.
    Les résultats sont présentés dans le tableau II.
    Le tableau II permet de comparer le procédé selon l'invention avec un procédé à une seule étape sur catalyseur amorphe, pour la production d'huiles très visqueuses "brightstock" (viscosité ≧ 32.10⁻⁴ m²/s) et de distillats moyens à partir de résidu sous vide désasphalté. TABLEAU II
    Charge Exemple 4 Exemple 3
    Températures
    1ère étape 390°C 390 °C 390 °C 395 °C 410 °C
    2e étape 370 °C 375 °C 380 °C - -
    Conversion % poids 40 % 60 % 80 % 40 % 60%
    Bilan matière (% poids)
    H2S + NH3 2,2 2,2 2,2 2,2 2,2
    C1-C4 1,0 1,6 2,5 1,5 2,9
    C5-150 9,1 18,0 33,6 6,5 12,2
    150-380 27,7 38,2 41,7 29,7 42,4
    380+ 100 61,5 41,8 22,2 62,0 42,3
    Huile légère 39,0 28,2 16,4 55,0
    Résidu BS 22,5 13,6 5,8 7,0 pas possible
    Total 101,5 101,8 102,2 101,7 102,0
    Résidu 380 déparaffiné
    d15/4 0,945 0,865 0,860 0,855 0,849 0,845
    V100 °C(m2/s) 50.10⁻⁴ 13,6.10⁻⁴ 12,6.10-4 11,4.10⁻⁴ 9,8.10⁻⁴ 7,2.10⁻⁴
    VI 80 114 116 118 125 136
    Point d'écoulement (°C) -18 -18 -18 -18 -18 -18
    BS distillé sous vide 570 °C 575 °C 590 °C 700 °C
    d15/4 0,875 0,874 0,872 0,865
    V 100 °C (m2/s 32.10⁻⁴ 32.10⁻⁴ 32.10⁻⁴ 32.10⁻⁴
    VI 108 105 106
    Point d'écoulement <-18 <-18 <-18
  • On observe que de telles huiles ne pourraient être obtenues avec des procédés sur catalyseur amorphe seul qu'avec des conversions faibles (< 40 %), puisque la distillation industrielle à 700 °C est pratiquement impossible.
  • Par contre, avec le procédé selon l'invention, des températures de distillation convenables (de l'ordre de 570 - 590 °C) permettent d'obtenir ces huiles très visqueuses. Conjointement, les quantités de distillats moyens produites s'établissent dans une large gamme.
  • Les exemples ci-dessus démontrent la grande flexibilité du procédé objet de l'invention qui permet à l'exploitant, en fonction de la charge et des conditions opératoires choisies, d'obtenir une large gamme de bases huiles accompagnée de distillats moyens de meilleure qualité.
    Ainsi le point de fumée des kérosènes obtenus dans les exemples 2 et 4 est supérieur à 25 mm, alors qu'il est de l'ordre de 20 dans les exemples 1 et 3.
    La teneur en aromatiques des gasoils est inférieure à 10 % dans les exemples 2 et 4 alors qu'elle est de 20 % dans les exemples 1 et 3.
    • Exemple 5 (exemple comparatif)
  • On fait passer le produit obtenu à l'issue de l'exemple 1 dans un second réacteur contenant un catalyseur 15 % Mo, 5 % Ni et silice-alumine (48 % alumine et 32 % silice).
    La pression est de 14 MPa et la vitesse spatiale de 1 h⁻¹.
    Les caractéristiques du produit obtenu sont données dans le tableau I.
    Cet essai, mené dans les conditions du brevet US.3,642,612 de l'art antérieur, montre que l'invention décrite dans la présente demande apporte des résultats nouveaux et surprenants par rapport à la technique connue.

Claims (17)

1° Procédé de traitement de coupes pétrolières lourdes hydrocarbonées à point d'ébullition supérieur à 380 °C, pour la production améliorée de distillats moyens conjointement à la production de bases huiles ayant un indice de viscosité compris entre 95 et 150, procédé dans lequel, dans une première étape, la coupe est mise au contact, en présence d'hydrogène, avec au moins un catalyseur contenant sur un support amorphe au moins un élément du groupe VI et au moins un élément du groupe VIII à une température comprise entre 350 et 430 °C, sous une pression comprise entre 5 et 20 MPa, la vitesse spatiale horaire étant comprise entre 0,1 et 5 h⁻¹ et la quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique hydrogène/hydrocarbures soit compris entre 150 et 2 000, ledit procédé étant caractérisé en ce que le produit issu de ladite première étape est mis au contact dans une seconde étape, avec au moins un catalyseur contenant un support, au moins au élément du groupe VI, au moins un élément du groupe VIII et une zéolithe Y, à une température comprise entre 350 et 430 °C, à une pression comprise entre 5 et 20 MPa, la vitesse spatiale horaire étant comprise entre 0,1 et 5 h⁻¹, et que le produit issu de ladite seconde étape est fractionné en d'une part les distillats moyens et d'autre part le résidu contenant les bases huiles.
2° Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que les coupes lourdes sont choisies dans le groupe formé par les distillats sous vide, les huiles désasphaltées, leurs mélanges.
3° Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que le support amorphe est choisi dans le groupe formé par l'alumine, la silice-alumine.
4° Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que le support amorphe renferme au moins l'un des composés choisis dans le groupe formé par l'oxyde de bore, la magnésie, le zircone, l'oxyde de titane et l'argile.
5° Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que le catalyseur de la première étape contient également du phosphore, à raison de moins de 15% en poids d'oxyde de phosphore.
6° Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que le catalyseur de la première étape renferme au moins un métal du GVIII choisi parmi le nickel et le cobalt, et au moins un métal du GVI choisi parmi le molybdène et le tungstène.
7° Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que dans le catalyseur de la première étape, la concentration totale en oxydes de métaux des groupes VI et VIII est comprise entre 5 et 40% en poids et en ce que le rapport pondéral exprimé en oxyde métallique du GVI sur oxyde métallique de GVIII est compris entre 20 et 1,25.
8° Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que dans la première étape, la température est de 370 à 410°C, la pression de 7 à 15 MPa, la vitesse spatiale de 0,3 à 1,5 h⁻¹ et le rapport volumique H₂/hydrocarbures compris entre 500 et 1500.
9° Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que le catalyseur de la seconde étape renferme au moins un métal du GVIII choisi parmi le nickel et le cobalt, et au moins un métal du GVI choisi parmi le molybdène et le tungstène.
10° Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que le catalyseur de la seconde étape renferme également du phosphore.
11° Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que la concentration totale en oxydes de métaux du catalyseur de la seconde étape est comprise entre 1% et 40% en poids et le rapport pondéral exprimé en oxyde métallique du GVI sur oxyde métallique du GVIII est compris entre 20 et 1,25.
12° Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que , pour le catalyseur de la seconde étape, le support est choisi dans le groupe constitué par l'alumine, la silice, la silice-alumine, l'alumine-oxyde de bore, la magnésie, la silice-magnésie, la zircone, l'oxyde de titane et l'argile, seuls ou en mélanges.
13° Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que la teneur pondérale en zéolithe est comprise entre 2 et 80%.
14° Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que la zéolithe est dopée par des éléments métalliques choisis dans le groupe formé par les métaux de la famille des terres rares, les métaux du GVIII, le manganèse, le zinc et le magnésium.
15° Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que la dans la seconde étape, la température est comprise entre 370 et 410°C, la pression entre 7 et 15 MPa et la vitesse spatiale entre 0,3 et 1,5 h⁻¹.
16° Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que le catalyseur de la seconde étape contient entre 3 et 25% pds de zéolite et entre 10 et 40% pds en oxydes des métaux des groupes VIII et VI.
17° Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que la base huile issue de la première étape présente un indice de viscosité entre 90 et 130.
EP94402284A 1993-10-25 1994-10-11 Procédé pour la production conjointe de distillats moyens et d'huiles lubrifiantes à partir de coupes pétrolières lourdes Revoked EP0649896B1 (fr)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
FR9312856 1993-10-25
FR9312856A FR2711667B1 (fr) 1993-10-25 1993-10-25 Procédé pour la production améliorée de distillats moyens conjointement à la production d'huiles ayant des indices de viscosité et des viscosités élevés, à partir de coupes pétrolières lourdes.

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EP0649896A1 true EP0649896A1 (fr) 1995-04-26
EP0649896B1 EP0649896B1 (fr) 2000-05-03

Family

ID=9452297

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EP94402284A Revoked EP0649896B1 (fr) 1993-10-25 1994-10-11 Procédé pour la production conjointe de distillats moyens et d'huiles lubrifiantes à partir de coupes pétrolières lourdes

Country Status (9)

Country Link
US (1) US5525209A (fr)
EP (1) EP0649896B1 (fr)
JP (1) JP3564581B2 (fr)
KR (1) KR100309488B1 (fr)
CA (1) CA2134281C (fr)
DE (1) DE69424247T2 (fr)
ES (1) ES2148297T3 (fr)
FR (1) FR2711667B1 (fr)
RU (1) RU2135549C1 (fr)

Cited By (24)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5935416A (en) * 1996-06-28 1999-08-10 Exxon Research And Engineering Co. Raffinate hydroconversion process
US5935417A (en) * 1996-12-17 1999-08-10 Exxon Research And Engineering Co. Hydroconversion process for making lubricating oil basestocks
US5976353A (en) * 1996-06-28 1999-11-02 Exxon Research And Engineering Co Raffinate hydroconversion process (JHT-9601)
US6096189A (en) * 1996-12-17 2000-08-01 Exxon Research And Engineering Co. Hydroconversion process for making lubricating oil basestocks
US6325918B1 (en) 1996-06-28 2001-12-04 Exxonmobile Research And Engineering Company Raffinate hydroconversion process
US6592748B2 (en) 1996-06-28 2003-07-15 Exxonmobil Research And Engineering Company Reffinate hydroconversion process
WO2005085394A1 (fr) 2004-03-02 2005-09-15 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procede de preparation continue d'au moins deux type d'huile de base et de distillats moyens
US6974535B2 (en) 1996-12-17 2005-12-13 Exxonmobil Research And Engineering Company Hydroconversion process for making lubricating oil basestockes
US7347928B2 (en) 2000-12-19 2008-03-25 Shell Oil Company Process to prepare a spindle oil, light machine oil and a medium machine oil base oil grade from the bottoms fraction of a fuels hydrocracking process
US7815789B2 (en) 2003-06-23 2010-10-19 Shell Oil Company Process to prepare a lubricating base oil
WO2012143573A1 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de conversion d'une biomasse solide
WO2012143564A1 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de conversion d'une biomasse solide
WO2012143572A1 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de régénération d'un catalyseur de craquage catalytique enrobé de coke
WO2012143550A1 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de transformation d'un matériau de biomasse solide
WO2012143568A2 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Composition de combustible liquide
WO2012143549A1 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Améliorations apportées à la séparation de débits diluats
WO2012143552A1 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de préparation d'une suspension de particules de biomasse solide dans un liquide hydrocarboné et de transformation de la suspension
WO2012143551A1 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de transformation d'un matériau de biomasse solide
WO2012143567A1 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de conversion d'une biomasse solide
WO2013072391A1 (fr) 2011-11-14 2013-05-23 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de transformation de matière cellulosique
WO2013102070A2 (fr) 2011-12-30 2013-07-04 Shell Oil Company Procédé pour convertir un matériau de biomasse solide
WO2013102662A1 (fr) 2012-01-06 2013-07-11 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé pour la fabrication d'un produit distillé et/ou d'oléfines en c2-c4
WO2013160253A1 (fr) 2012-04-23 2013-10-31 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de conversion d'un matériau de biomasse solide
WO2014098820A1 (fr) 2012-12-19 2014-06-26 Exxonmobil Research And Engineering Company Catalyseur d'hydrocraquage mésoporeux de type zéolithe y et procédés d'hydrocraquage associés

Families Citing this family (17)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE69910885T2 (de) 1998-05-06 2004-05-19 Institut Français du Pétrole, Rueil-Malmaison Katalysator auf Basis von Beta-Zeolith mit Promotorelement und Verfahren zum Hydrocracken
FR2778343B1 (fr) * 1998-05-06 2000-06-16 Inst Francais Du Petrole Catalyseur a base de zeolithe y non globalement desaluminee, de bore et/ou de silicium et procede d'hydrocraquage
FR2778344B1 (fr) * 1998-05-06 2000-06-16 Inst Francais Du Petrole Catalyseur a base de zeolithe beta et d'element promoteur et procede d'hydrocraquage
FR2778345B1 (fr) * 1998-05-06 2000-11-24 Inst Francais Du Petrole Catalyseur a base de zeolithe y contenant du bore et/ou du silicium, utilisable en hydrocraquage
BR9901875A (pt) 1998-05-13 2000-05-09 Inst Francais Du Petrole Processo para a melhora do ponto de escoamento e catalisador à base de pelo menos um zeólito mtt,ton, fer.
FR2797883B1 (fr) * 1999-08-24 2004-12-17 Inst Francais Du Petrole Procede de production d'huiles ayant un indice de viscosite eleve
FR2808028B1 (fr) * 2000-04-21 2003-09-05 Inst Francais Du Petrole Procede flexible de production de bases huiles avec une zeolithe zsm-48
FR2830870B1 (fr) * 2001-10-15 2006-12-29 Inst Francais Du Petrole Procede d'hydrocraquage"une etape" de charges hydrocarbonees a fortes teneurs en azote
JP2009513727A (ja) * 2003-06-27 2009-04-02 シエル・インターナシヨネイル・リサーチ・マーチヤツピイ・ベー・ウイ 潤滑基油の製造方法
EP1853682A1 (fr) * 2004-12-23 2007-11-14 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé pour préparer une huile de base lubrifiante
JP4769110B2 (ja) * 2006-03-30 2011-09-07 Ｊｘ日鉱日石エネルギー株式会社 ワックスの水素化分解方法
CN101815577A (zh) * 2007-08-27 2010-08-25 国际壳牌研究有限公司 芳烃加氢催化剂及其制备和使用方法
EP2421645B1 (fr) 2009-04-21 2015-11-11 Albemarle Europe Sprl. Catalyseur d'hydrotraitement contenant du phosphore et du bore
US8557106B2 (en) 2010-09-30 2013-10-15 Exxonmobil Research And Engineering Company Hydrocracking process selective for improved distillate and improved lube yield and properties
FR3027913A1 (fr) 2014-11-04 2016-05-06 Ifp Energies Now Procede de conversion de charges petrolieres comprenant une etape de viscoreduction, une etape de maturation et une etape de separation des sediments pour la production de fiouls a basse teneur en sediments
FR3036704B1 (fr) 2015-06-01 2017-05-26 Ifp Energies Now Procede de conversion de charges comprenant une etape de viscoreduction, une etape de precipitation et une etape de separation des sediments pour la production de fiouls
RU2642446C1 (ru) * 2017-03-17 2018-01-25 Открытое акционерное общество "НОВОШАХТИНСКИЙ ЗАВОД НЕФТЕПРОДУКТОВ"(ОАО "НЗНП") Способ получения смазывающего материала

Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3385781A (en) * 1965-04-01 1968-05-28 Exxon Research Engineering Co Hydrocracking process
DE2017287A1 (de) * 1969-04-10 1970-10-15 Standard Oil Company, Chicago, 111. (V.St.A.) Hydrocrack-Verfahren mit zwei Katalysatoren
FR2077334A1 (fr) * 1970-01-26 1971-10-22 Atlantic Richfield Co
EP0101177A1 (fr) * 1982-08-09 1984-02-22 Mobil Oil Corporation Procédé et catalyseur pour la valorisation d'une charge hydrocarbonée
EP0182216A2 (fr) * 1984-11-20 1986-05-28 Union Oil Company Of California Catalyseurs d'hydrocraquage avec teneur réduite en zéolite
US4940530A (en) * 1989-02-21 1990-07-10 Amoco Corporation Two-stage hydrocarbon conversion process
US5198099A (en) * 1991-08-12 1993-03-30 Exxon Research And Engineering Company Three-stage process for producing ultra-clean distillate products

Family Cites Families (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4689137A (en) * 1984-08-24 1987-08-25 Union Oil Company Of California Hydrocracking catalyst of improved activity
US4797195A (en) * 1988-02-26 1989-01-10 Amoco Corporation Three zone hydrocracking process
US4875991A (en) * 1989-03-27 1989-10-24 Amoco Corporation Two-catalyst hydrocracking process

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3385781A (en) * 1965-04-01 1968-05-28 Exxon Research Engineering Co Hydrocracking process
DE2017287A1 (de) * 1969-04-10 1970-10-15 Standard Oil Company, Chicago, 111. (V.St.A.) Hydrocrack-Verfahren mit zwei Katalysatoren
FR2077334A1 (fr) * 1970-01-26 1971-10-22 Atlantic Richfield Co
EP0101177A1 (fr) * 1982-08-09 1984-02-22 Mobil Oil Corporation Procédé et catalyseur pour la valorisation d'une charge hydrocarbonée
EP0182216A2 (fr) * 1984-11-20 1986-05-28 Union Oil Company Of California Catalyseurs d'hydrocraquage avec teneur réduite en zéolite
US4940530A (en) * 1989-02-21 1990-07-10 Amoco Corporation Two-stage hydrocarbon conversion process
US5198099A (en) * 1991-08-12 1993-03-30 Exxon Research And Engineering Company Three-stage process for producing ultra-clean distillate products

Cited By (32)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5935416A (en) * 1996-06-28 1999-08-10 Exxon Research And Engineering Co. Raffinate hydroconversion process
US5976353A (en) * 1996-06-28 1999-11-02 Exxon Research And Engineering Co Raffinate hydroconversion process (JHT-9601)
US6325918B1 (en) 1996-06-28 2001-12-04 Exxonmobile Research And Engineering Company Raffinate hydroconversion process
US6592748B2 (en) 1996-06-28 2003-07-15 Exxonmobil Research And Engineering Company Reffinate hydroconversion process
US5935417A (en) * 1996-12-17 1999-08-10 Exxon Research And Engineering Co. Hydroconversion process for making lubricating oil basestocks
US6096189A (en) * 1996-12-17 2000-08-01 Exxon Research And Engineering Co. Hydroconversion process for making lubricating oil basestocks
US6974535B2 (en) 1996-12-17 2005-12-13 Exxonmobil Research And Engineering Company Hydroconversion process for making lubricating oil basestockes
US7347928B2 (en) 2000-12-19 2008-03-25 Shell Oil Company Process to prepare a spindle oil, light machine oil and a medium machine oil base oil grade from the bottoms fraction of a fuels hydrocracking process
US7815789B2 (en) 2003-06-23 2010-10-19 Shell Oil Company Process to prepare a lubricating base oil
WO2005085394A1 (fr) 2004-03-02 2005-09-15 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procede de preparation continue d'au moins deux type d'huile de base et de distillats moyens
US7727379B2 (en) 2004-03-02 2010-06-01 Shell Oil Company Process to continuously prepare two or more base oil grades and middle distillates
WO2012143549A1 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Améliorations apportées à la séparation de débits diluats
US9238779B2 (en) 2011-04-21 2016-01-19 Shell Oil Company Process for converting a solid biomass material
WO2012143572A1 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de régénération d'un catalyseur de craquage catalytique enrobé de coke
WO2012143550A1 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de transformation d'un matériau de biomasse solide
WO2012143568A2 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Composition de combustible liquide
WO2012143573A1 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de conversion d'une biomasse solide
WO2012143552A1 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de préparation d'une suspension de particules de biomasse solide dans un liquide hydrocarboné et de transformation de la suspension
WO2012143551A1 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de transformation d'un matériau de biomasse solide
WO2012143567A1 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de conversion d'une biomasse solide
US9217111B2 (en) 2011-04-21 2015-12-22 Shell Oil Company Process for converting a solid biomass material
US8927794B2 (en) 2011-04-21 2015-01-06 Shell Oil Company Process for regenerating a coked catalytic cracking catalyst
WO2012143564A1 (fr) 2011-04-21 2012-10-26 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de conversion d'une biomasse solide
US9248444B2 (en) 2011-04-21 2016-02-02 Shell Oil Company Process for regenerating a coked catalytic cracking catalyst
US9169444B2 (en) 2011-04-21 2015-10-27 Shell Oil Company Liquid fuel composition
US8779225B2 (en) 2011-04-21 2014-07-15 Shell Oil Company Conversion of a solid biomass material
WO2013072391A1 (fr) 2011-11-14 2013-05-23 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de transformation de matière cellulosique
WO2013102070A2 (fr) 2011-12-30 2013-07-04 Shell Oil Company Procédé pour convertir un matériau de biomasse solide
WO2013102662A1 (fr) 2012-01-06 2013-07-11 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé pour la fabrication d'un produit distillé et/ou d'oléfines en c2-c4
US9115314B2 (en) 2012-04-23 2015-08-25 Shell Oil Company Process for converting a solid biomass material
WO2013160253A1 (fr) 2012-04-23 2013-10-31 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Procédé de conversion d'un matériau de biomasse solide
WO2014098820A1 (fr) 2012-12-19 2014-06-26 Exxonmobil Research And Engineering Company Catalyseur d'hydrocraquage mésoporeux de type zéolithe y et procédés d'hydrocraquage associés

Also Published As

Publication number Publication date
EP0649896B1 (fr) 2000-05-03
CA2134281A1 (fr) 1995-04-26
FR2711667B1 (fr) 1996-02-02
US5525209A (en) 1996-06-11
RU94037956A (ru) 1996-09-10
ES2148297T3 (es) 2000-10-16
RU2135549C1 (ru) 1999-08-27
DE69424247T2 (de) 2000-09-07
CA2134281C (fr) 2005-08-02
KR950011594A (ko) 1995-05-15
DE69424247D1 (de) 2000-06-08
KR100309488B1 (ko) 2001-12-28
JP3564581B2 (ja) 2004-09-15
JPH07179864A (ja) 1995-07-18
FR2711667A1 (fr) 1995-05-05

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EP0649896B1 (fr) Procédé pour la production conjointe de distillats moyens et d&#39;huiles lubrifiantes à partir de coupes pétrolières lourdes
EP1278812B1 (fr) Procede flexible de production de bases huiles avec une zeolithe zsm-48
EP0515256B1 (fr) Procédé d&#39;hydromérisation de paraffines issues du procédé Fischer-Tropsch à l&#39;aide de catalyseurs à base de zéolithe H.Y
EP1307526B1 (fr) Procede flexible de production de bases huiles et de distillats moyens a partir de charge contenant des heteroatomes
EP0725810B1 (fr) Procede de traitement avec hydroisomerisation de charges issues du procede fischer-tropsch
EP2928989B1 (fr) Procédé d&#39;obtention de solvants hydrocarbonés de température d&#39;ébullition supérieure à 300 °c et de point d&#39;écoulement inférieur ou égal à - 40 °c
EP1048346B1 (fr) Catalyseur à base de métal noble faiblement dispersé et son utilisation pour la conversion de charges hydrocarbonées
EP1353747B1 (fr) Catalyseur comportant une silice-alumine et son utilisation en hydrocraquage de charges hydrocarbonees
CA2688843A1 (fr) Procede d&#39;hydrocraquage incluant des reacteurs permutables avec des charges contenant 200 ppm poids-2% poids d&#39;asphaltenes
EP1893727A2 (fr) Procede d&#39;hydrocraquage doux incluant une dilution de la charge
EP0242260A1 (fr) Procédé de réformage catalytique
EP1330505B1 (fr) Procede de production de diesel par hydrocraquage a pression moderee
FR2743733A1 (fr) Catalyseur comprenant une zeolithe de type faujasite et une zeolithe de type ton et procede d&#39;hydroconversion de charges petrolieres hydrocarbonees
EP0838262B1 (fr) Catalyseur contenant au moins deux zeolithes y desaluminées et procédé d&#39;hydroconversion conventionnelle de coupes pétrolières avec ce catalyseur
EP1157084B1 (fr) Procede flexible de production d&#39;huiles medicinales et eventuellement de distillats moyens
EP1336649B1 (fr) Procédé d&#39;amélioration de coupes gazoles aromatiques et naphteno-aromatiques
EP0838516B1 (fr) Procédé d&#39;hydrocraquage doux de coupes pétrolières avec un catalyseur contenant au moins deux zeolithes y desaluminées
EP0610168A1 (fr) Procédé de production d&#39;essences à haut indice d&#39;octane
EP0952888B1 (fr) Catalyseur contenant du phosphore et procede d&#39;hydrotraitement de charges petrolieres avec ce catalyseur
FR2830870A1 (fr) Procede d&#39;hydrocraquage&#34;une etape&#34; de charges hydrocarbonees a fortes teneurs en azote
FR2600669A1 (fr) Procede d&#39;hydrocraquage destine a la production de distillats moyens
WO2020144097A1 (fr) Procede d&#39;hydrocraquage en deux etapes comprenant une etape d&#39;hydrogenation en aval de la deuxieme etape d&#39;hydrocraquage pour la production de distillats moyens
CA2472906C (fr) Procede de production de distillats et d&#39;huiles lubrifiantes
FR2785616A1 (fr) Procede flexible de production de bases huiles et eventuellement de distillats moyens de tres haute qualite
FR2792945A1 (fr) Procede de production de bases huiles et distillats moyens avec une conversion-hydroisomerisation suivie d&#39;un deparaffinage catalytique

Legal Events

Date Code Title Description
PUAI Public reference made under article 153(3) epc to a published international application that has entered the european phase

Free format text: ORIGINAL CODE: 0009012

AK Designated contracting states

Kind code of ref document: A1

Designated state(s): BE DE ES FR GB IT NL

17P Request for examination filed

Effective date: 19951026

17Q First examination report despatched

Effective date: 19970623

GRAG Despatch of communication of intention to grant

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOS AGRA

GRAG Despatch of communication of intention to grant

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOS AGRA

GRAG Despatch of communication of intention to grant

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOS AGRA

GRAH Despatch of communication of intention to grant a patent

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOS IGRA

ITF It: translation for a ep patent filed

Owner name: DE DOMINICIS & MAYER S.R.L.

GRAH Despatch of communication of intention to grant a patent

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOS IGRA

GRAA (expected) grant

Free format text: ORIGINAL CODE: 0009210

AK Designated contracting states

Kind code of ref document: B1

Designated state(s): BE DE ES FR GB IT NL

REF Corresponds to:

Ref document number: 69424247

Country of ref document: DE

Date of ref document: 20000608

GBT Gb: translation of ep patent filed (gb section 77(6)(a)/1977)

Effective date: 20000525

REG Reference to a national code

Ref country code: ES

Ref legal event code: FG2A

Ref document number: 2148297

Country of ref document: ES

Kind code of ref document: T3

PLBQ Unpublished change to opponent data

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOS OPPO

PLBQ Unpublished change to opponent data

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOS OPPO

PLBI Opposition filed

Free format text: ORIGINAL CODE: 0009260

PLBF Reply of patent proprietor to notice(s) of opposition

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOS OBSO

26 Opposition filed

Opponent name: CHEVRON U.S.A. INC.

Effective date: 20010205

Opponent name: SHELL INTERNATIONALE RESEARCH MAATSCHAPPIJ B.V.

Effective date: 20010131

NLR1 Nl: opposition has been filed with the epo

Opponent name: CHEVRON U.S.A. INC.

Opponent name: SHELL INTERNATIONALE RESEARCH MAATSCHAPPIJ B.V.

PLBF Reply of patent proprietor to notice(s) of opposition

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOS OBSO

PLBF Reply of patent proprietor to notice(s) of opposition

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOS OBSO

PLBF Reply of patent proprietor to notice(s) of opposition

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOS OBSO

REG Reference to a national code

Ref country code: GB

Ref legal event code: IF02

RDAH Patent revoked

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOS REVO

PLBO Opposition rejected

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOS REJO

RDAH Patent revoked

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOS REVO

APAC Appeal dossier modified

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOS NOAPO

APBQ Date of receipt of statement of grounds of appeal recorded

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOSNNOA3O

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: ES

Payment date: 20031009

Year of fee payment: 10

APAA Appeal reference recorded

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOS REFN

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: FR

Payment date: 20050915

Year of fee payment: 12

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: GB

Payment date: 20050923

Year of fee payment: 12

APBU Appeal procedure closed

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOSNNOA9O

APAH Appeal reference modified

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOSCREFNO

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: BE

Payment date: 20051024

Year of fee payment: 12

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: NL

Payment date: 20051025

Year of fee payment: 12

Ref country code: DE

Payment date: 20051025

Year of fee payment: 12

RDAF Communication despatched that patent is revoked

Free format text: ORIGINAL CODE: EPIDOSNREV1

RDAG Patent revoked

Free format text: ORIGINAL CODE: 0009271

STAA Information on the status of an ep patent application or granted ep patent

Free format text: STATUS: PATENT REVOKED

27W Patent revoked

Effective date: 20050929

GBPR Gb: patent revoked under art. 102 of the ep convention designating the uk as contracting state

Free format text: 20050929

NLR2 Nl: decision of opposition

Effective date: 20050929

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: IT

Payment date: 20061031

Year of fee payment: 13