EP1116777A1 - Procédé de conversion de fractions pétrolières comprenant une étape d'hydroconversion en lit bouillonnant, une étape de separation, une étape hydrodesulfuration et une étape de craquage - Google Patents

Procédé de conversion de fractions pétrolières comprenant une étape d'hydroconversion en lit bouillonnant, une étape de separation, une étape hydrodesulfuration et une étape de craquage Download PDF

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EP1116777A1
EP1116777A1 EP00403582A EP00403582A EP1116777A1 EP 1116777 A1 EP1116777 A1 EP 1116777A1 EP 00403582 A EP00403582 A EP 00403582A EP 00403582 A EP00403582 A EP 00403582A EP 1116777 A1 EP1116777 A1 EP 1116777A1
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EP
European Patent Office
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fraction
sent
diesel
catalyst
section
Prior art date
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Ceased
Application number
EP00403582A
Other languages
German (de)
English (en)
Inventor
Frédéric Morel
Stéphane Kressmann
James Colyar
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IFP Energies Nouvelles IFPEN
Original Assignee
IFP Energies Nouvelles IFPEN
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Publication date
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    • 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
    • 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
    • C10G65/04—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only including only refining 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
    • 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

Definitions

  • the present invention relates to the refining and conversion of petroleum fractions and to particular of hydrocarbon distillates containing inter alia sulfur impurities. She relates more particularly to a method making it possible to convert at least in part a hydrocarbon feed, for example a vacuum distillate obtained by direct distillation crude oil in light fractions gasoline and diesel of very good quality and in a heavier product used as feed for catalytic cracking in a unit conventional catalytic cracking in a fluid bed and / or in a catalytic cracking unit in a fluid bed comprising a double regeneration system and possibly a system of cooling of the catalyst at the regeneration level.
  • the catalytic cracking unit integrated into the process of the present invention allows in particular to produce very low sulfur petrol which can be mixed with the light petrol fraction to form a blend essence with a sulfur content in accordance with the future standard planned for 2005
  • One of the objectives of the present invention consists in producing from certain fractions particular hydrocarbons which will be specified in the following description, by partial conversion of said fractions, lighter fractions which can easily be recovered, such as middle distillates (motor fuels: petrol and diesel).
  • middle distillates motor fuels: petrol and diesel.
  • the conversion of the charge into lighter fractions is usually between 20 and 100% in the case of recycling of the heavy fraction not converted, often between 30 and 100% and most often between 30 and 95%.
  • the charges which are treated in the context of the present invention are distillates under vacuum most often noted DSV such as for example distillates under vacuum distillation direct, vacuum distillates from conversion process such as for example those from coking, from hydroconversion in a fixed bed such as those from processes HYVAHL® heavy treatment developed by the applicant or processes hydrotreatment of heavy in a bubbling bed such as those from the H-OIL® processes, solvent-free deasphalted oils, for example deasphalted oils with propane, butane or pentane which come from the deasphalting of residue under vacuum distillation direct or vacuum residues from the HYVAHL® or H-OIL® processes.
  • DSV such as for example distillates under vacuum distillation direct, vacuum distillates from conversion process such as for example those from coking, from hydroconversion in a fixed bed such as those from processes HYVAHL® heavy treatment developed by the applicant or processes hydrotreatment of heavy in a bubbling bed such as those from the H-OIL® processes, solvent-free deasphalted oils, for example
  • the charges can also be formed by mixing these various fractions in any proportions in particular deasphalted oil (DAO) and vacuum distillate. They can also contain light cutting oil (LCO) various origins, heavy cutting oil (HCO for high cycle oil in English) various origins and also diesel cuts from catalytic cracking or coking generally having a distillation range from about 150 ° C to about 370 ° C. They can also contain aromatic extracts obtained during manufacturing lubricating oils.
  • DAO deasphalted oil
  • LCO light cutting oil
  • HCO heavy cutting oil
  • Diesel cuts from catalytic cracking or coking generally having a distillation range from about 150 ° C to about 370 ° C.
  • aromatic extracts obtained during manufacturing lubricating oils can also contain aromatic extracts obtained during manufacturing lubricating oils.
  • the object of the present invention is to obtain products of excellent quality having in particular a very low sulfur content under conditions in particular of pressure relatively low, so as to limit the cost of necessary investments.
  • This process provides a gasoline engine fuel containing less than 50 ppm (part per million) by mass of sulfur therefore meeting the most stringent specifications for the years 2005 in terms of sulfur content for this type of fuel and this to from a charge which may contain more than 3% by mass of sulfur.
  • a diesel type engine fuel is obtained having a content sulfur less than 50 ppm therefore meeting the most stringent specifications for the years 2005 in terms of sulfur content for this type of fuel.
  • the object of the present invention is to provide a method for increasing the production of middle distillates (in particular of diesel) having characteristics in particular sulfur content meeting future standards of 2005, while retaining the advantage of being able to operate the process at moderate pressure while having high or very high conversion.
  • the treatment section of step a) comprises from one to three reactors in series and the treatment section of step c) also from one to three reactors in series.
  • the section of treatment of step a) comprises a single reactor.
  • the effluent EF1 obtained in step c) is at least partly and often entirely, sent to a distillation zone (step e) from which a gaseous fraction is recovered, an engine fuel fraction of gasoline type and a diesel engine fuel fraction.
  • the effluent from EF2 cracking obtained in step d) is usually at least in part, and often in all, sent to a distillation zone (step f)) from which a gas fraction, a gasoline engine fuel fraction, a fuel fraction diesel type engine and a slurry fraction.
  • the fraction F2 resulting from step b) is at least partly and preferably entirely sent after expansion in a section, separation at lower pressure or in a fractionation column or in a steam stripper d water (step bl), from which is obtained, usually at the top, a gaseous fraction which is usually discharged to other installations of the refinery and can for example be used as combustible gas, a light fraction F3, which is usually a mixture of a gasoline fraction and an atmospheric diesel fraction, which is sent at least partly and preferably entirely to the treatment section of step c) and, usually at the bottom, a heavy fraction F4, usually containing mainly compounds having boiling points higher than those of atmospheric diesel, which is sent after expansion at least in part and preferably in whole in the catalytic cracking section of step d).
  • this lower pressure separation section may comprise means for separating a gaseous fraction which is for example eliminated or used in another unit of the refinery for example as fuel, means for recovering a mixed fraction gasoline-diesel which is sent to the hydrodesulfurization section in a fixed bed, after adjusting its pressure to a level close to that prevailing in said section.
  • step g) of separation allowing the at least partial elimination of said fines before the introduction after relaxation of the fraction F2 resulting from step b), in step d) of catalytic cracking.
  • This separation will, in the case where the fraction F2 from step b) is sent to the separation section at lower pressure or in a fractionation column from step b) described above, preferably carried out before the introduction, after expansion, of the fraction F4 resulting from step b1), in step d) of catalytic cracking.
  • This separation can be implemented by any means well known to those skilled in the art. By way of example, this separation can be carried out using at least one centrifugation system such as a hydrocyclone or at least one filter.
  • step g) at least two will be used parallel separation means, at least one of which will be used to carry out the separation while at least one other is purged of the retained fines.
  • the gaseous fraction obtained in steps e) or f) usually contains mainly saturated hydrocarbons with 1 to 4 carbon atoms in their molecules (such as for example methane, ethane, propane, butanes). This gaseous fraction is usually evacuated to other refinery facilities and can for example be used as combustible gas.
  • the petrol type fraction obtained in step e) is for example at least partly sent to the refinery storage area for this type of fuel (this storage area is called by those skilled in the art "fuel pool essence ”).
  • the petrol type fraction obtained in step f) is for example at least in part and preferably all sent to the refinery storage area for this fuel type.
  • the diesel-type fraction obtained in step e) is for example sent at least partly and preferably entirely sent to the diesel fuel pool.
  • the diesel fraction obtained in step f) is for example sent at least in part to diesel fuel pool.
  • the slurry fraction obtained in step f) is most often at least partly or even entirely sent to the heavy fuel pool of the refinery generally after separation of the fine particles it contains in suspension.
  • this slurry fraction is at least partly or even entirely returned to the catalytic cracking input of step d).
  • at least part of this slurry fraction can be returned generally after separation of the fine particles which it contains in suspension either at step a), either in step d), or in each of these steps.
  • step d) of catalytic cracking it is possible to recycle, in step d) of catalytic cracking, at least part of the petrol fraction obtained either from step e), either from step f), or from these two steps.
  • step d) of catalytic cracking or in step c) of hydrodesulfurization in a fixed bed, or in these two steps, at least one part of the diesel fraction obtained either from step e), or from step f), or from these two steps.
  • step f) of catalytic cracking is recycled in step c) of hydrodesulfurization and / or in step d) catalytic cracking.
  • part of the fraction slurry, petrol fraction or diesel fraction must be understood as fraction less than 100%.
  • step d he is also possible in the context of the present invention to recycle the entire slurry fraction obtained by catalytic cracking either in step a) or in step d), and similarly all of the diesel fraction obtained by catalytic cracking either in step c), or in step d), or a fraction in each of these stages, the sum of these fractions representing 100% of said fraction obtained in step d).
  • the conditions of step a) of treatment of the feedstock in the presence of hydrogen are usually conventional conditions of hydroconversion in a bubbling bed of a liquid hydrocarbon fraction. Usually operates at an absolute pressure 2 to 35 MPa, often from 5 to 20 MPa and most often from 5 to 10 MPa at a temperature of about 300 to about 600 ° C and often from about 350 to about 550 ° C .
  • the hourly space velocity (VVH) and the partial pressure of hydrogen are important factors which are chosen according to the characteristics of the product to be treated and the desired conversion. Most often the VVH is in a range from about 0.1 h -1 to about 10 h -1 and preferably about 0.5 h -1 to about 5 h -1 .
  • the amount of hydrogen mixed with the feed is usually about 50 to about 5000 normal cubic meters (Nm 3 ) per cubic meter (m 3 ) of liquid feed and most often about 100 to about 1000 Nm 3 / m 3 and preferably from about 300 to about 500 Nm 3 / m 3 .
  • a conventional granular hydroconversion catalyst comprising on an amorphous support at least one metal or metal compound having a hydro-dehydrogenating function.
  • This catalyst can be a catalyst comprising metals from group VIII, for example nickel and / or cobalt, most often in combination with at least one metal from group VIB, for example molybdenum and / or tungsten.
  • This support will, for example, be chosen from the group formed by alumina, silica, silica-aluminas, magnesia, clays and mixtures of at least two of these minerals.
  • This support can also contain other compounds and for example oxides chosen from the group formed by boron oxide, zirconia, titanium oxide, phosphoric anhydride.
  • an alumina support is used and very often an alumina support doped with phosphorus and possibly boron.
  • concentration of phosphoric anhydride P 2 O 5 is usually less than about 20% by weight and most often less than about 10% by weight. This P 2 O 5 concentration is usually at least 0.001% by weight.
  • concentration of boron trioxide B 2 O 3 is usually about 0 to about 10% by weight.
  • the alumina used is usually a ⁇ or ⁇ alumina. This catalyst is most often in the form of an extrudate.
  • the total content of oxides of metals from groups VI and VIII is often about 5 to about 40% by weight and in general about 7 to 30% by weight and the weight ratio expressed as metal oxide between metal (or metals) of group VI on metal (or metals) of group VIII is generally from about 20 to about 1 and most often from about 10 to about 2.
  • the used catalyst is partly replaced by fresh catalyst by drawing off at the bottom of the reactor and introduction at the top of the reactor of fresh or new catalyst at regular time intervals, that is to say for example by puff or almost continuously.
  • One can for example introduce fresh catalyst every day.
  • the rate of replacement of the spent catalyst with fresh catalyst can be, for example, from approximately 0.01 kilograms to approximately 10 kilograms per cubic meter of charge.
  • the unit usually includes a recirculation pump allowing the catalyst to be maintained in a bubbling bed by continuous recycling of at least part of the liquid drawn off at the head of the reactor and reinjected at the bottom of the reactor. It is also possible to send the spent catalyst withdrawn from the reactor to a regeneration zone in which the carbon and the sulfur which it contains is removed and then to return this regenerated catalyst in step a) of hydroconversion.
  • this hydroconversion stage a) is carried out under the conditions of the T-STAR® process as described for example in the article Heavy Oil Hydroprocessing, published by Aiche, March 19-23, 1995, HOUSTON, Texas, paper number 42d. She can also be implemented under the conditions of the H-OIL® process as described by example in the article published by the NPRA Annual Meeting, March 16-18, 1997, J.J. Colyar and L.I. Wilson under the title THE H-OIL® PROCESS A WORLDWIDE LEADER IN VACUUM RESIDUE HYDROPROCESSING.
  • the products obtained during this step a) sent to a high separation zone pressure operating under a pressure and at a temperature substantially identical to the pressure and temperature of the processing section converting from step a) from from which a heavy liquid fraction and a lighter fraction are recovered.
  • this heavy liquid fraction has an initial boiling point of about 350 to about 400 ° C and preferably about 360 to about 390 ° C and for example about 370 ° C.
  • the lighter fraction is usually sent to an area fixed bed hydrodesulfurization. This fraction at a final boiling point at most equal to initial boiling point of the heavy liquid fraction given above. This fraction will be for example the fraction C5-370 ° C.
  • step b1 the fraction F2 resulting from step b) is at least in part and of preferably completely sent after expansion in a lower separation section pressure or in a fractionation column (step b1) from which we obtain a light fraction F3 and a heavy fraction F4 the pressure prevailing in this step bl) will be less than that prevailing in step b).
  • the pressure in step b1) will be less than 1.1 times, often less than 2 times and very often less than 5 times or even 10 times that prevailing in step b).
  • step c) of hydrodesulfurization a conventional hydrodesulfurization catalyst is usually used and preferably at least one of those described by the applicant, in particular one of those described in patents EP-B-113297 and EP -B-113284.
  • One usually operates under an absolute pressure substantially equal to the absolute pressure of step a) (that is to say near the pressure drops between these two steps).
  • the temperature in this step c) is usually from about 250 to about 500 ° C, often from about 300 ° C to about 450 ° C and very often from about 300 ° C to about 420 ° C. This temperature is usually adjusted according to the desired level of hydrodesulfurization.
  • the hourly space velocity (VVH) and the partial pressure of hydrogen are important factors which are chosen according to the characteristics of the product to be treated and the desired conversion. Most often the VVH is in a range from about 0.1 h -1 to about 5 h -1 and preferably about 0.5 h -1 to about 2 h -1 .
  • the amount of hydrogen mixed with the charge is usually about 100 to about 5000 normal cubic meters (Nm 3 ) per cubic meter (m 3 ) of liquid charge and most often about 200 to about 2000 Nm 3 / m 3 and preferably from about 300 to about 1000 Nm 3 / m 3 .
  • the partial pressure of the hydrogen sulfide is usually from about 0.002 times to about 0.1 times and preferably from about 0.005 times to about 0.05 times the total pressure.
  • the ideal catalyst In the hydrodesulfurization zone, the ideal catalyst must have a strong hydrogenating power so as to carry out a deep refining of the products and to obtain a significant reduction in sulfur.
  • the hydrodesulfurization zone operates at a relatively low temperature, which goes in the direction of a deep hydrogenation and a limitation of the formation of coke. It would not be departing from the scope of the present invention to use in the hydrodesulfurization zone simultaneously or successively a single catalyst or several different catalysts.
  • step c) is carried out industrially in one or more reactors with liquid downflow.
  • at least one fixed bed of conventional hydrodesulfurization catalyst is used, the support of which is at least partly amorphous.
  • a catalyst will preferably be used, the support of which is for example chosen from the group formed by alumina, silica, silica-aluminas, magnesia, clays and mixtures of at least two of these minerals.
  • This support can also contain other compounds and for example oxides chosen from the group formed by boron oxide, zirconia, titanium oxide, phosphoric anhydride. Most often an alumina support is used and very often an alumina support doped with phosphorus and possibly boron.
  • the concentration of phosphoric anhydride P 2 O 5 is usually less than about 20% by weight and most often less than about 10% by weight. This P 2 O 5 concentration is usually at least 0.001% by weight.
  • the concentration of boron trioxide B 2 O 3 is usually about 0 to about 10% by weight.
  • the alumina used is usually a ⁇ or ⁇ alumina. This catalyst is most often in the form of beads or of extrusion.
  • This catalyst can be a catalyst comprising metals from group VIII, for example nickel and / or cobalt, most often in combination with at least one metal from group VIB, for example molybdenum and / or tungsten.
  • metals from group VIII for example nickel and / or cobalt
  • the total content of oxides of metals from groups VI and VIII is often about 5 to about 40% by weight and in general about 7 to 30% by weight and the weight ratio expressed as metal oxide between metal (or metals) of group VI on metal (or metals) of group VIII is generally from about 20 to about 1 and most often from about 10 to about 2.
  • the conditions are generally chosen to so that the final boiling point of the gaseous fraction is about 5 ° C.
  • the conditions are generally chosen to so that the final boiling point of the gaseous fraction is about 5 ° C.
  • this distillation zone we also recover a petrol fraction whose end point boiling point is most often around 150 ° C and a diesel fraction whose initial point boiling point is usually around 150 ° C and the final boiling point is around 370 ° C.
  • step d) of catalytic cracking at least part of the heavy fraction F2 obtained in step b) or at least part of the fraction F4 obtained in step b1) is catalytically cracked in a conventional manner under conditions well known to men of the trade to produce a fuel fraction (comprising a petrol fraction and a diesel fraction) which is usually sent at least in part to fuel pools and a slurry fraction which will for example be at least partly, if not entirely, sent to the heavy or recycled pool fuel at least in part, or even entirely, in step d) of cracking catalytic.
  • the expression catalytic cracking conventional includes cracking processes comprising at least one regeneration step by partial combustion and those comprising at least one regeneration step by total combustion and / or those comprising at least one combustion step partial and at least one step of total combustion.
  • a conventional catalyst comprising a matrix, optionally an additive and at least one zeolite.
  • the amount of zeolite is variable but usually around 3 60% by weight, often around 6 to 50% by weight and most often around 10 to 45 % in weight.
  • the zeolite is usually dispersed in the matrix.
  • the amount of additive is usually about 0 to 30% by weight and often about 0 to 20% by weight.
  • the amount of matrix represents the complement to 100% by weight.
  • the additive is generally chosen from the group formed by the metal oxides of group IIA of the periodic classification of elements such as for example magnesium oxide or calcium oxide, rare earth oxides and titanates of Group IIA metals.
  • the matrix is most often a silica, an alumina, a silica-alumina, a silica-magnesia, a clay or a mixture of two or more of these products.
  • the zeolite the most commonly used is the Y zeolite. Cracking is carried out in a reactor. substantially vertical either in ascending mode (riser) or in descending mode (dropper). choice of catalyst and operating conditions are a function of the products sought in depending on the load treated as described for example in the article by M.
  • Stage d) of catalytic cracking can also be a stage of catalytic cracking in a bed fluidized for example according to the process developed by the applicant called R2R. This step can be carried out in a conventional manner known to those skilled in the art in adequate cracking conditions to produce additional hydrocarbon products low molecular weight.
  • the catalytic cracking reactor in a fluidized bed can operate with updraft or downdraft. Although this is not a preferred embodiment of the present invention it is also possible to carry out catalytic cracking in a moving bed reactor.
  • Particularly preferred catalytic cracking catalysts are those containing at least one zeolite usually mixed with a matrix suitable such as for example alumina, silica, silica-alumina.
  • FIGS 1, 2, 3 and 4 schematically represent the main variants for placing implementing the method according to the present invention.
  • similar bodies are designated by the same reference numbers and letters.
  • the hydrocarbon charge to be treated enters via lines 10 and 15 in the section or treatment zone 1 in the presence of hydrogen, said hydrogen being introduced by lines 19 and 15 in said section.
  • the catalyst is topped up via line 16 and racking by line 17.
  • the effluent treated in section 1 is sent by line 18 in a high pressure and high temperature separation zone 2 from which recovers, via line 8, an effluent which is sent to the hydrodesulfurization zone 4 in fixed bed and via line 7 an effluent which is expanded in valve V1 and then sent to the catalytic cracking section 6.
  • hydrodesulfurization zone 4 hydrogen is introduced via line 9 and the hydrotreated effluent is recovered which is sent via line 100 in a distillation zone D1 from which a gas fraction is recovered by the line 11, a petrol fraction via line 12 and a diesel fraction via line 13.
  • the catalytic cracking effluent is sent via line 110 to a distillation zone D2 from which a gas fraction is recovered via line 30, via line 31 a petrol fraction, by line 29 a diesel fraction and by line 32 a slurry fraction which is partly sent to the heavy fuel pool of the refinery by line 33, another part of this slurry fraction possibly being sent by lines 34 and 36 in the section of catalytic cracking 6, another part possibly being sent by line 35 in treatment section 1 in a bubbling bed.
  • Part of the diesel fraction is optionally sent by line 39 and line 8 to hydrodesulfurization zone 4 in fixed bed. Another part of the diesel fraction is eventually sent by line 38 and line 36 in the catalytic cracking section 6. Part of the petrol fraction is possibly sent by line 37 and line 36 in the cracking section catalytic 6.
  • the effluent from the high pressure and high temperature separation zone 2 circulating in line 7 east expanded in valve V1 is sent to a lower pressure separation section 3 from which a gaseous fraction is recovered which is discharged via line 15, a light effluent which is sent by line 14 to hydrodesulfurization zone 4 and by the line 20 a heavier effluent which is expanded in valve V2 then sent to the section catalytic cracking 6.
  • the heavier effluent from section 3 of separation at lower pressure circulating in line 20 is sent in a section 5 for removing catalyst fines from which a effluent substantially free of fine solid particles of catalyst which is sent after expansion in valve V2, via line 21 in the catalytic cracking section 6.
  • DSV heavy vacuum distillate
  • Table 1 A heavy vacuum distillate (DSV) of Safaniya origin is treated. Its characteristics are presented in Table 1. All yields are calculated from a base 100 (by mass) of DSV. Charge DSV Safaniya Analysis Density 15/4 0.940 Sulfur, mass% 3.08 Conradson carbon, mass% 1.2 Nitrogen, ppm 1092 Hydrogen, mass% 11.9 Simulated distillation,% mass ° C Temperature 5 366 Temperature 50 488 Temperature 95 578
  • This heavy vacuum distillate (DSV) of Safaniya origin is treated in a pilot unit comprising a bubbling catalyst bed reactor.
  • This reactor simulates an industrial unit of the T-STAR® bubbling bed process.
  • the flow of fluids in the reactor is ascending. It has also been verified that this mode of work in a pilot unit provides results equivalent to those of the units industrial.
  • This reactor contains 1 liter of a specific catalyst for the T-STAR® application manufactured by PROCATALYSE under the reference HTS358.
  • the liquid products from the first reactor are fractionated online on the pilot unit in a gasoline + atmospheric diesel fraction (C5-370 ° C), and a residual fraction (370 ° C).
  • the fraction C5-370 ° C is recovered and will be used as a charge for another pilot test hydrodesulfurization (HDS) in a fixed bed.
  • This pilot includes a tubular reactor with a fixed bed. The flow of fluids is upward unlike the case of an industrial unit. He was in effect verified moreover that this mode of work in pilot unit provides equivalent results to those of industrial units comprising a fixed bed of catalyst working with current descendant of fluids. It is loaded with 0.8 liters of HR448 catalyst marketed by Procatalysis.
  • the liquid products from the reactor are divided into a petrol fraction C5-150 ° C and an atmospheric diesel fraction 150-370 ° C
  • the residual fraction (370 ° C + ) resulting from the fractionation is sent to a filtration system allowing the elimination of the catalyst fines generated in the reactor working in a bubbling bed. This avoids rapid deactivation of the catalytic cracking catalyst in a fluid bed (FCC) due to the possible presence of molybdenum in the catalyst fines contained in this fraction.
  • FCC fluid bed
  • This fraction which no longer contains catalyst fines, is treated in a pilot unit for catalytic cracking using a catalyst containing 20% by weight of zeolite Y and 80% by weight of a silica-alumina matrix.
  • This charge preheated to 135 ° C., is brought into contact bottom of a vertical pilot reactor with a hot regenerated catalyst from a regenerator pilot.
  • the inlet temperature into the catalyst reactor is 720 ° C.
  • the flow ratio of catalyst on the charge rate is 6.0.
  • the caloric intake of the catalyst at 720 ° C. allows the vaporization of the charge and the cracking reaction which is endothermic. Time average catalyst stay in the reaction zone is approximately 3 seconds. Pressure operating pressure is 1.8 bars absolute.
  • the catalyst temperature measured at the outlet of the reactor in riser driven fluidized bed is 525 ° C.
  • the cracked hydrocarbons and the catalyst are separated by cyclones located in a stripper zone where the catalyst is stripped.
  • the catalyst which was coked during the reaction and stripped in the disengagement is then sent to the regenerator.
  • the coke content of the solid (delta coke) at the inlet of the regenerator is 0.85%. This coke is burned by air injected into the regenerator. The very exothermic combustion raises the temperature of the solid from 525 ° C to 720 ° C.
  • the regenerated and hot catalyst leaves the regenerator and is returned to the bottom of the reactor.

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  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

Procédé de conversion d'une fraction d'hydrocarbures comprenant une étape a) de traitement d'une charge hydrocarbonée en présence d'hydrogène dans au moins un réacteur triphasique (1), contenant au moins un catalyseur d'hydroconversion en lit bouillonnant, une étape b) dans laquelle au moins une partie de l'effluent issu de l'étape a) est envoyé dans une zone de séparation (2) à partir de laquelle on obtient une fraction F1 contenant habituellement au moins une partie du gaz, de l'essence, et du gazole atmosphérique contenu dans l'effluent de l'étape a), et une fraction F2 contenant habituellement principalement des composés ayant des points d'ébullition supérieurs à ceux du gazole atemosphérique, une étape c) de d'hydrodésulfuration d'au moins une partie de la fraction F1 dans au moins un réacteur (4) contenant au moins un catalyseur d'hydrotraitement en lit fixe dans des conditions permettant d'obtenir un effluent à teneur réduite en soufre, et une étape d) dans laquelle au moins une partie de la fraction F2 est envoyée dans une section de craquage catalytique (6). <IMAGE>

Description

La présente invention concerne le raffinage et la conversion des fractions pétrolières et en particulier de distillats d'hydrocarbures contenant entre autre des impuretés soufrées. Elle concerne plus particulièrement un procédé permettant de convertir au moins en partie une charge d'hydrocarbures, par exemple un distillat sous vide obtenu par distillation directe d'un pétrole brut en fractions légères essence et gazole de très bonne qualité et en un produit plus lourd utilisé comme charge pour le craquage catalytique dans une unité classique de craquage catalytique en lit fluide et/ou dans une unité de craquage catalytique en lit fluide comportant un système de double régénération et éventuellement un système de refroidissement du catalyseur au niveau de la régénération. L'unité de craquage catalytique intégrée dans le procédé de la présente invention permet en particulier de produire de l'essence à très faible teneur en soufre qui peut être mélangée à la fraction essence légère pour former une essence de mélange ayant une teneur en soufre conforme à la future norme prévue pour les années 2005
L'un des objectifs de la présente invention consiste à produire à partir de certaines fractions particulières d'hydrocarbures qui seront précisées dans la suite de la description, par conversion partielle desdites fractions, des fractions plus légères facilement valorisables, telles que des distillats moyens (carburants moteurs : essence et gazole). L'un des avantages du procédé de la présente invention est de pouvoir augmenter notablement le rapport diesel sur essence de la raffinerie et ainsi de mieux répondre au besoin du marché dans de très nombreux pays dans lesquels la consommation de diesel augmente bien plus rapidement que celle de l'essence.
Dans le cadre de la présente invention la conversion de la charge en fractions plus légères est habituellement comprise entre 20 et 100% dans le cas du recyclage de la fraction lourde non convertie, souvent entre 30 et 100 % et le plus souvent entre 30 et 95 %.
Les charges que l'on traite dans le cadre de la présente invention sont des distillats sous vide notés le plus souvent DSV tels que 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-OIL®, des huiles désasphaltées aux solvant par exemple les huiles désasphaltées au propane, au butane ou au pentane qui proviennent du désasphaltage de résidu sous vide de distillation directe ou de résidus sous vide issus des procédés HYVAHL® ou H-OIL®. Les charges peuvent aussi être formées par mélange de ces diverses fractions dans n'importe quelles proportions notamment d'huile désasphaltée (DAO) et de distillat sous vide. Elles peuvent également contenir de l'huile de coupe légère (LCO pour light cycle oil en anglais) de diverses origines, de l'huile de coupe lourde (HCO pour high cycle oil en anglais) de diverses origines et également des coupes gazoles provenant du cracking catalytique ou du coking ayant en général un intervalle de distillation d'environ 150 °C à environ 370 °C. Elles peuvent aussi contenir des extraits aromatiques obtenus dans le cadre de la fabrication d'huiles lubrifiantes.
La présente invention a pour objet l'obtention de produits d'excellente qualité ayant notamment une très faible teneur en soufre dans des conditions notamment de pression relativement basse, de manière à limiter le coût des investissements nécessaire. Ce procédé permet d'obtenir un carburant moteur de type essence contenant moins de 50 ppm (partie par million) en masse de soufre répondant donc aux spécifications les plus sévères prévues pour les années 2005 en matière de teneur en soufre pour ce type de carburant et cela à partir d'une charge pouvant contenir plus de 3 % en masse de soufre. De même, ce qui est particulièrement important on obtient un carburant moteur de type diesel ayant une teneur en soufre inférieure à 50 ppm répondant donc aux spécifications les plus sévères prévues pour les années 2005 en matière de teneur en soufre pour ce type de carburant.
Il a été décrit dans l'art antérieur et en particulier dans les brevets US-A- 4,344,840 et US-A- 4,457,829 des procédés de traitement de coupes lourdes d'hydrocarbures comportant une première étape de traitement en présence d'hydrogène dans un réacteur contenant un lit bouillonnant de catalyseur suivi dans une deuxième étape d'un hydrotraitement en lit fixe. Ces descriptions illustrent le cas du traitement en lit fixe dans la deuxième étape d'une fraction légère gazeuse du produit issu de la première étape. Il a également été décrit très récemment dans le document de brevet FR-A-2769635 du demandeur un procédé de conversion de coupes hydrocarbonées contenant du soufre comportant une étape de traitement en lit bouillonnant en présence d'hydrogène et dans une deuxième étape soit l'ensemble du produit issu de la première étape de conversion en lit bouillonnant, soit la fraction liquide issue de cette étape en récupérant la fraction gazeuse convertie dans cette première étape. Selon cette manière d'opérer, il est possible de traiter dans la deuxième étape, dans des conditions favorables conduisant à une bonne stabilité de l'ensemble du système et à une sélectivité en distillat moyen améliorée par rapport à celle obtenue dans les procédés plus anciens.
Cependant, au vu des résultats obtenus selon ce procédé tels qu'ils sont décrits dans l'exemple 2 de cette demande de brevet, on constate que la teneur en soufre de la fraction gazole est supérieure à 200 ppm et donc ne satisfera pas à la future norme des années 2005. Par ailleurs la conversion reste limitée à environ 65 % en masse et on constate que la production de gazole par rapport à la charge reste inférieure à 50 % en masse et le cétane moteur est relativement faible.
L'objet de la présente invention est de proposer un procédé permettant d'augmenter la production de distillats moyens (en particulier de gazole) ayant des caractéristiques en particulier de teneur en soufre répondant aux futures normes des années 2005, tout en conservant l'avantage de pouvoir opérer le procédé à une pression modérée tout en ayant une conversion élevée voire très élevée.
Dans sa forme la plus large, la présente invention se définit comme un procédé de conversion d'une fraction d'hydrocarbures ayant une teneur en soufre d'au moins 0,05 % en masse, souvent d'au moins 0,3 % en masse, très souvent d'au moins 1 % en masse et dépassant même 2 % en masse et une température initiale d'ébullition d'au moins 300°C, souvent d'au moins 340°C et le plus souvent d'au moins 360 °C et une température finale d'ébullition d'au moins 400°C, souvent d'au moins 450°C et qui peut aller au-delà de 600°C voire de 700°C caractérisé en ce qu'il comprend les étapes suivantes :
  • a) on traite la charge hydrocarbonée (étape a) dans une section de traitement convertissant en présence d'hydrogène ladite section comprenant au moins un réacteur triphasique, contenant au moins un catalyseur d'hydroconversion dont le support minéral est au moins en partie amorphe, en lit bouillonnant, fonctionnant à courant ascendant de liquide et de gaz, ledit réacteur comportant au moins un moyen de soutirage (17) du catalyseur hors dudit réacteur situé à proximité du bas du réacteur et au moins un moyen d'appoint (16) de catalyseur frais dans ledit réacteur situé à proximité du sommet dudit réacteur,
  • b) on envoie (étape b) ) au moins une partie, et souvent la totalité, de l'effluent EF0 issu de l'étape a) dans une section de séparation (2) opérant sous une pression et à une température sensiblement identique à la pression et à la température de la section de traitement de l'étape a) ladite section de séparation (2) permettant d'obtenir, habituellement en tête, une fraction F1 contenant habituellement au moins une partie du gaz, de l'essence, et du gazole atmosphérique contenu dans l'effluent EF0, et habituellement en fond, une fraction F2 contenant habituellement principalement des composés ayant des points d'ébullitions supérieurs à ceux du gazole atmosphérique et une faible proportion de composés ayant des points d'ébullition inférieurs à ceux du gazole atmosphérique,
  • c) on envoie au moins une partie et souvent la totalité de la fraction F1 issue de l'étape b) dans une section de traitement (étape c) en présence d'hydrogène ladite section comprenant au moins un réacteur contenant au moins un catalyseur d'hydrodésulfuration en lit fixe dont le support minéral est au moins en partie amorphe, dans des conditions permettant d'obtenir un effluent EF1 à teneur réduite en soufre,
  • d) on envoie après détente au moins une partie et souvent la totalité de la fraction F2 issue de l'étape b) dans une section de craquage catalytique (étape d) dans laquelle elle est traitée dans des conditions permettant de produire un effluent de craquage EF2 contenant habituellement une fraction gazeuse, une fraction essence, une fraction gazole et une fraction slurry.
    • Habituellement, la section de traitement de l'étape a) comprend de un à trois réacteurs en série et la section de traitement de l'étape c) également de un à trois réacteurs en série. Selon une forme préférée de mise en oeuvre du procédé de la présente invention, la section de traitement de l'étape a) comprend un seul réacteur.
    Dans une forme courante de mise en oeuvre de l'invention, l'effluent EF1 obtenu à l'étape c) est au moins en partie et souvent en totalité, envoyé dans une zone de distillation (étape e) à partir de laquelle on récupère une fraction gazeuse, une fraction carburant moteur de type essence et une fraction carburant moteur de type gazole. De même, l'effluent de craquage EF2 obtenu à l'étape d) est habituellement au moins en partie, et souvent en totalité, envoyé dans une zone de distillation (étape f) ) à partir de laquelle on récupère une fraction gazeuse, une fraction carburant moteur de type essence, une fraction carburant moteur de type gazole et une fraction slurry.
    Selon une variante la fraction F2 issue de l'étape b) est au moins en partie et de préférence en totalité envoyée après détente dans une section, de séparation à plus basse pression ou dans une colonne de fractionnement ou dans un stripeur à la vapeur d'eau(étape bl), à partir de laquelle on obtient, habituellement en tête, une fraction gazeuse qui est habituellement évacuée vers d'autres installations de la raffinerie et peut par exemple être employée comme gaz combustible, une fraction légère F3, qui est habituellement un mélange d'une fraction essence et d'une fraction gazole atmosphérique, que l'on envoie au moins en partie et de préférence en totalité dans la section de traitement de l'étape c) et, habituellement en fond, une fraction lourde F4, contenant habituellement principalement des composés ayant des points d'ébullition supérieurs à ceux du gazole atmosphérique, que l'on envoie après détente au moins en partie et de préférence en totalité dans la section de craquage catalytique de l'étape d). Dans une variante cette section de séparation à plus basse pression peut comprendre des moyens de séparation d'une fraction gazeuse qui est par exemple éliminée ou utilisée dans une autre unité de la raffinerie par exemple comme combustible, des moyens de récupération d'une fraction mixte essence-diesel qui est envoyée dans la section d'hydrodésulfuration en lit fixe, après ajustement de sa pression à un niveau voisin de celle qui règne dans ladite section.
    Selon une forme particulière qui peut être une forme préférée lorsque le catalyseur employé dans l'étape a) a tendance à former des fines particules qui peuvent à la longue altérer le fonctionnement de la section de craquage catalytique de l'étape d), il est possible de prévoir une section (étape g) de séparation permettant l'élimination au moins partielle des dites fines avant l'introduction après détente de la fraction F2 issue de l'étape b), dans l'étape d) de craquage catalytique. Cette séparation sera, dans le cas où la fraction F2 issue de l'étape b) est envoyée dans la section de séparation à plus basse pression ou dans une colonne de fractionnement de l'étape bl) décrite ci-devant, de préférence effectuée avant l'introduction après détente de la fraction F4 issue de l'étape bl), dans l'étape d) de craquage catalytique. Cette séparation peut être mise en oeuvre par tout moyen bien connu des hommes du métier. A titre d'exemple on peut effectuer cette séparation en utilisant au moins un système de centrifugation tel qu'un hydrocyclone ou au moins un filtre.
    Selon une forme particulière de réalisation de cette étape g) on utilisera au moins deux moyens de séparation en parallèles dont l'un au moins sera utilisé pour effectuer la séparation pendant qu'au moins un autre sera purgé des fines retenues.
    La fraction gazeuse obtenue dans les étapes e) ou f) contient habituellement principalement des hydrocarbures saturés ayant de 1 à 4 atomes de carbone dans leurs molécules (tels que par exemple méthane, éthane, propane, butanes). Cette fraction gazeuse est habituellement évacuée vers d'autres installations de la raffinerie et peut par exemple être employée comme gaz combustible. La fraction de type essence obtenue à l'étape e) est par exemple au moins en partie envoyée dans la zone de stockage de la raffinerie pour ce type de carburant (cette zone de stockage est appelée par les hommes du métier « pool carburant essence »). La fraction de type essence obtenue à l'étape f) est par exemple au moins en partie et de préférence en totalité envoyée dans la zone de stockage de la raffinerie pour ce type de carburant. La fraction de type gazole obtenue à l'étape e) est par exemple envoyée au moins en partie et de préférence en totalité envoyée au pool carburant gazole. La fraction de type gazole obtenue à l'étape f) est par exemple envoyée au moins en partie au pool carburant gazole. La fraction slurry obtenue à l'étape f) est le plus souvent au moins en partie voire en totalité envoyée au pool fuel lourd de la raffinerie généralement après séparation des fines particules qu'elle contient en suspension. Dans une autre forme de réalisation de l'invention cette fraction slurry est au moins en partie voire en totalité renvoyée à l'entrée du craquage catalytique de l'étape d). Selon une autre forme de réalisation de l'invention au moins une partie de cette fraction slurry peut être renvoyée généralement après séparation des fines particules qu'elle contient en suspension soit à l'étape a), soit à l'étape d), soit dans chacune de ces étapes.
    Selon une forme particulière de réalisation de l'invention il est possible de recycler, dans l'étape d) de craquage catalytique, au moins une partie de la fraction essence issue soit de l'étape e), soit de l'étape f), soit de ces deux étapes. Selon une autre forme de réalisation envisageable il est possible de recycler, soit dans l'étape d) de craquage catalytique, soit dans l'étape c) d'hydrodésulfuration en lit fixe, soit dans ces deux étapes, au moins une partie de la fraction gazole issue soit de l'étape e), soit de l'étape f), soit de ces deux étapes. Habituellement seule au moins une partie de la fraction gazole issue de l'étape f) de craquage catalytique est recyclée dans l'étape c) d'hydrodésulfuration et/ou dans l'étape d) de craquage catalytique. Dans la présente description le terme une partie de la fraction slurry, de la fraction essence ou de la fraction gazole doit être compris comme étant une fraction inférieure à 100 %. Dans le cas d'un recyclage d'une ou plusieurs de ces fractions dans une ou plusieurs étape(s) de traitement (par exemple, étape a) et étape d) dans le cas de la fraction slurry, étape c) et étape d) dans le cas de la fraction gazole ; l'ensemble de ces parties ne représentent pas forcément la totalité de ladite fraction. Il est également possible dans le cadre de la présente invention de recycler la totalité de la fraction slurry obtenue par craquage catalytique soit à l'étape a), soit à l'étape d), et de même la totalité de la fraction gazole obtenue par craquage catalytique soit à l'étape c), soit à l'étape d), soit une fraction dans chacune de ces étapes, la somme de ces fractions représentant 100 % de ladite fraction obtenue à l'étape d).
    Les conditions de l'étape a) de traitement de la charge en présence d'hydrogène sont habituellement des conditions classiques d'hydroconversion en lit bouillonnant d'une fraction hydrocarbonée liquide. On opère habituellement sous une pression absolue 2 à 35 MPa, souvent de 5 à 20 MPa et le plus souvent de 5 à 10 MPa à une température d'environ 300 à environ 600°C et souvent d'environ 350 à environ 550°C. La vitesse spatiale horaire (VVH) et la pression partielle d'hydrogène sont des facteurs importants que l'on choisit en fonction des caractéristiques du produit à traiter et de la conversion souhaitée. Le plus souvent la VVH se situe dans une gamme allant d'environ 0,1 h-1 à environ 10 h-1 et de préférence environ 0,5 h-1 à environ 5 h-1. La quantité d'hydrogène mélangée à la charge est habituellement d'environ 50 à environ 5000 normaux mètres cube (Nm3) par mètre cube (m3) de charge liquide et le plus souvent d'environ 100 à environ 1000 Nm3/m3 et de préférence d'environ 300 à environ 500 Nm3/m3. On peut utiliser un catalyseur granulaire classique d'hydroconversion 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 MoO3) 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 P2O5 est habituellement inférieure à environ 20 % en poids et le plus souvent inférieure à environ 10 % en poids. Cette concentration en P2O5 est habituellement d'au moins 0,001 % en poids. La concentration en trioxyde de bore B2O3 est habituellement d'environ 0 à environ 10 % en poids. L'alumine utilisée est habituellement une alumine γ ou η Ce catalyseur est le plus souvent sous forme d'extrudé. 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 (ou 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 usagé est en partie remplacé par du catalyseur frais par soutirage en bas du réacteur et introduction en haut du réacteur de catalyseur frais ou neuf à intervalle de temps régulier, c' est-à-dire par exemple par bouffée ou de façon quasi continue. On peut par exemple introduire du catalyseur frais tous les jours. Le taux de remplacement du catalyseur usé par du catalyseur frais peut être par exemple d'environ 0,01 kilogramme à environ 10 kilogrammes par mètre cube de charge. Ce soutirage et ce remplacement sont effectués à l'aide de dispositifs permettant le fonctionnement continu de cette étape d'hydroconversion. L'unité comporte habituellement une pompe de recirculation permettant le maintien du catalyseur en lit bouillonnant par recyclage continu d'au moins une partie du liquide soutiré en tête du réacteur et réinjecté en bas du réacteur. Il est également possible d'envoyer le catalyseur usé soutiré du réacteur dans une zone de régénération dans laquelle on élimine le carbone et le soufre qu'il renferme puis de renvoyer ce catalyseur régénéré dans l'étape a) d'hydroconversion.
    Le plus souvent cette étape a) d'hydroconversion est mise en oeuvre dans les conditions du procédé T-STAR® tel que décrit par exemple dans l'article Heavy Oil Hydroprocessing, publié par l'Aiche, March 19-23, 1995, HOUSTON, Texas, paper number 42d. Elle peut également être mise en oeuvre dans les conditions du procédé H-OIL® tel que décrit par exemple dans l'article publié par la NPRA Annual Meeting, March 16-18, 1997, J.J. Colyar et L.I. Wilson sous le titre THE H-OIL® PROCESS A WORLDWIDE LEADER IN VACUUM RESIDUE HYDROPROCESSING.
    Les produits obtenus au cours de cette étape a) envoyés dans une zone de séparation haute pression opérant sous une pression et à une température sensiblement identique à la pression et à la température de la section de traitement convertissant de l'étape a) à partir de laquelle on récupère une fraction liquide lourde et une fraction plus légère. Habituellement cette fraction liquide lourde a un point d'ébullition initial d'environ 350 à environ 400°C et de préférence d'environ 360 à environ 390°C et par exemple environ 370°C. La fraction plus légère est habituellement envoyée dans une zone d'hydrodésulfuration en lit fixe. Cette fraction à un point final d'ébullition au plus égal au point initial d'ébullition de la fraction liquide lourde donné ci-devant. Cette fraction sera par exemple la fraction C5-370°C.
    Selon la variante dans laquelle la fraction F2 issue de l'étape b) est au moins en partie et de préférence en totalité envoyée après détente dans une section de séparation à plus basse pression ou dans une colonne de fractionnement (étape b1) à partir de laquelle on obtient une fraction légère F3 et une fraction lourde F4 la pression régnant dans cette étape bl) sera inférieure à celle régnant dans l'étape b). Habituellement la pression régnant dans l'étape b1) sera inférieure à 1,1 fois, souvent inférieure à 2 fois et très souvent inférieure à 5 fois voire même à 10 fois à celle régnant dans l'étape b).
    Dans l'étape c) d'hydrodésulfuration on utilise habituellement un catalyseur classique d'hydrodésulfuration et de préférence au moins l'un de ceux décrits par la demanderesse en particulier l'un de ceux décrits dans les brevets EP-B-113297 et EP-B-113284. On opère habituellement sous une pression absolue sensiblement égale à la pression absolue de l'étape a) (c'est-à-dire aux pertes de charges près entre ces deux étapes). La température dans cette étape c) est habituellement d'environ 250 à environ 500°C, souvent d'environ 300°C à environ 450°C et très souvent d'environ 300°C à environ 420°C. Cette température est habituellement ajustée en fonction du niveau souhaité d'hydrodésulfuration. La vitesse spatiale horaire (VVH) et la pression partielle d'hydrogène sont des facteurs importants que l'on choisit en fonction des caractéristiques du produit à traiter et de la conversion souhaitée. Le plus souvent la VVH se situe dans une gamme allant d'environ 0,1 h-1 à environ 5 h-1 et de préférence environ 0,5 h-1 à environ 2 h-1. La quantité d'hydrogène mélangé à la charge est habituellement d'environ 100 à environ 5000 normaux mètres cube (Nm3) par mètre cube (m3) de charge liquide et le plus souvent d'environ 200 à environ 2000 Nm3/m3 et de préférence d'environ 300 à environ 1000 Nm3/m3. On opère utilement en présence d'hydrogène sulfuré et la pression partielle de l'hydrogène sulfuré est habituellement d'environ 0,002 fois à environ 0,1 fois et de préférence d'environ 0,005 fois à environ 0,05 fois la pression totale. 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. Dans le cas préféré de réalisation la zone d'hydrodésulfuration opère à température relativement basse ce qui va dans le sens d'une hydrogénation profonde et d'une limitation de la formation de coke. On ne sortirait pas du cadre de la présente invention en utilisant dans la zone d'hydrodésulfuration de manière simultanée ou de manière successive un seul catalyseur ou plusieurs catalyseurs différents. Habituellement cette étape c) est effectué industriellement dans un ou plusieurs réacteurs à courant descendant de liquide.
    Dans la zone d'hydrodésulfuration (étape c) ) on utilise au moins un lit fixe de catalyseur classique d'hydrodésulfuration dont le support est au moins en partie amorphe. On utilisera 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 très souvent un support d'alumine dopée avec du phosphore et éventuellement du bore. La concentration en anhydride phosphorique P2O5 est habituellement inférieure à environ 20 % en poids et le plus souvent inférieure à environ 10 % en poids. Cette concentration en P2O5 est habituellement d'au moins 0,001 % en poids. La concentration en trioxyde de bore B2O3 est habituellement d'environ 0 à environ 10 % en poids. L'alumine utilisée est habituellement une alumine γ ou η Ce catalyseur est le plus souvent sous forme de billes ou d'extrudé. On peut utiliser un catalyseur granulaire classique d'hydrodésulfuration comprenant sur un support amorphe au moins un métal ou composé de métal ayant une fonction hydro-déshydrogènante. 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 MoO3) sur un support minéral amorphe. 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 (ou 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.
    Dans la zone de distillation dans l'étape e) les conditions sont généralement choisies de manière à ce que le point final d'ébullition de la fraction gazeuse soit d'environ 5°C. Dans cette zone de distillation on récupère également une fraction essence dont le point final d'ébullition est le plus souvent d'environ 150°C et une fraction gazole dont le point initial d'ébullition est habituellement d'environ 150°C et le point final d'ébullition d'environ 370°C.
    Dans l'étape d) de craquage catalytique au moins une partie de la fraction lourde F2 obtenue à l'étape b) ou au moins une partie de la fraction F4 obtenue à l'étape b1) est craquée catalytiquement de manière classique dans des conditions bien connues des hommes du métier pour produire une fraction carburant (comprenant une fraction essence et une fraction gazole) que l'on envoie habituellement au moins en partie aux pools carburants et une fraction slurry qui sera par exemple au moins en partie, voire en totalité, envoyée au pool fuel lourd ou recyclée au moins en partie, voire en totalité, à l'étape d) de craquage catalytique. Dans le cadre de la présente invention l'expression craquage catalytique classique englobe les procédés de craquage comprenant au moins une étape de régénération par combustion partielle et ceux comprenant au moins une étape de régénération par combustion totale et/ou ceux comprenant à la fois au moins une étape de combustion partielle et au moins une étape de combustion totale.
    On trouvera par exemple une description sommaire du craquage catalytique (dont la première mise en oeuvre industrielle remonte à 1936 (procédé HOUDRY) ou en 1942 pour l'utilisation de catalyseur en lit fluidisé) dans ULLMANS ENCYCLOPEDIA OF INDUSTRIAL CHEMISTRY VOLUME A 18, 1991, pages 61 A 64. On utilise habituellement un catalyseur classique comprenant une matrice, éventuellement un additif et au moins une zéolithe. La quantité de zéolithe est variable mais habituellement d'environ 3 à 60 % en poids, souvent d'environ 6 à 50 % en poids et le plus souvent d'environ 10 à 45 % en poids. La zéolithe est habituellement dispersée dans la matrice. La quantité d'additif est habituellement d'environ 0 à 30 % en poids et souvent d'environ 0 à 20 % en poids . La quantité de matrice représente le complément à 100 % en poids. L'additif est généralement choisi dans le groupe formé par les oxydes des métaux du groupe IIA de la classification périodique des éléments tels que par exemple l'oxyde de magnésium ou l'oxyde de calcium, les oxydes des terres rares et les titanates des métaux du groupe IIA. La matrice est le plus souvent une silice, une alumine, une silice-alumine, une silice-magnésie, une argile ou un mélange de deux ou plusieurs de ces produits. La zéolithe la plus couramment utilisée est la zéolithe Y. On effectue le craquage dans un réacteur sensiblement vertical soit en mode ascendant (riser) soit en mode descendant (dropper).Le choix du catalyseur et des conditions opératoires sont fonctions des produits recherchés en fonction de la charge traitée comme cela est par exemple décrit dans l'article de M. MARCILLY pages 990-991 publié dans la revue de l'Institut Français du Pétrole novembre-décembre.1975 pages 969-1006. On opère habituellement à une température d'environ 450 à environ 600 °C et des temps de séjour dans le réacteur inférieur à 1 minute souvent d'environ 0,1 à environ 50 secondes.
    L'étape d) de craquage catalytique peut aussi être une étape de craquage catalytique en lit fluidisé par exemple selon le procédé mis au point par la demanderesse dénommé R2R. Cette étape peut être exécutée de manière classique connue des hommes du métier dans les conditions adéquates de craquage en vue de produire des produits hydrocarbonés de plus faible poids moléculaire. Des descriptions de fonctionnement et de catalyseurs utilisables dans le cadre du craquage en lit fluidisé dans cette étape d) sont décrits par exemple dans les documents de brevets US-A-4695370, EP-B-184517, US-A-4959334, EP-B-323297, US-A-4965232, US-A-5120691, US-A-5344554, US-A-5449496, EP-A-485259, US-A-5286690, US-A-5324696 et EP-A-699224 dont les descriptions sont considérées comme incorporées à la présente du seul fait de cette mention.
    Le réacteur de craquage catalytique en lit fluidisé peut fonctionner à courant ascendant ou à courant descendant. Bien que cela ne soit pas une forme préférée de réalisation de la présente invention il est également envisageable d'effectuer le craquage catalytique dans un réacteur à lit mobile. Les catalyseurs de craquage catalytique particulièrement préférés sont ceux qui contiennent au moins une zéolithe habituellement en mélange avec une matrice appropriée telle que par exemple l'alumine, la silice, la silice-alumine.
    Les figures 1, 2, 3 et 4 représentent schématiquement les principales variantes pour la mise en oeuvre du procédé selon la présente invention. Sur ces figures, les organes similaires sont désignés par les mêmes chiffres et lettres de référence.
    Sur la figure 1, la charge hydrocarbonée à traiter entre par les lignes 10 et 15 dans la section ou zone de traitement 1 en présence d'hydrogène, ledit hydrogène étant introduit par les lignes 19 et 15 dans ladite section. L'appoint de catalyseur se fait par la ligne 16 et le soutirage par la ligne 17. L'effluent traité dans la section 1 est envoyé par la ligne 18 dans une zone 2 de séparation haute pression et haute température à partir de laquelle on récupère, par la ligne 8 un effluent qui est envoyé dans la zone 4 d'hydrodésulfuration en lit fixe et par la ligne 7 un effluent qui est détendu dans la vanne V1 puis envoyé dans la section de craquage catalytique 6. Dans la zone 4 d'hydrodésulfuration l'hydrogène est introduit par la ligne 9 et on récupère l'effluent hydrotraité que l'on envoie par la ligne 100 dans une zone de distillation D1 à partir de laquelle on récupère une fraction gaz par la ligne 11, une fraction essence par la ligne 12 et une fraction gazole par la ligne 13. L'effluent de craquage catalytique est envoyé par la ligne 110 dans une zone de distillation D2 à partir de laquelle on récupère par la ligne 30 une fraction gazeuse, par la ligne 31 une fraction essence, par la ligne 29 une fraction gazole et par la ligne 32 une fraction slurry qui est en partie envoyée au pool fuel lourd de la raffinerie par la ligne 33, une autre partie de cette fraction slurry étant éventuellement envoyée par les lignes 34 et 36 dans la section de craquage catalytique 6, une autre partie étant éventuellement envoyée par la ligne 35 dans la section de traitement 1 en lit bouillonnant. Une partie de la fraction gazole est éventuellement envoyée par la ligne 39 et la ligne 8 dans la zone 4 d'hydrodésulfuration en lit fixe. Une autre partie de la fraction gazole est éventuellement envoyée par la ligne 38 et la ligne 36 dans la section de craquage catalytique 6. Une partie de la fraction essence est éventuellement envoyée par la ligne 37 et la ligne 36 dans la section de craquage catalytique 6.
    Selon une forme particulière de l'invention schématisée sur la figure 2 l'effluent issu de la zone 2 de séparation haute pression et haute température circulant dans la ligne 7 est détendu dans la vanne V1 est envoyé dans une section 3 de séparation à plus basse pression à partir de laquelle on récupère une fraction gazeuse qui est évacuée par la ligne 15, un effluent léger qui est envoyé par la ligne 14 dans la zone 4 d'hydrodésulfuration et par la ligne 20 un effluent plus lourd qui est détendu dans la vanne V2 puis envoyé dans la section de craquage catalytique 6.
    Selon une forme particulière de l'invention schématisée sur la figure 3 l'effluent issu de la zone 2 de séparation haute pression et haute température circulant dans la ligne 7 est détendu dans la vanne V1 puis envoyé dans une section 5 d'élimination des fines de catalyseur à partir de laquelle on récupère un effluent sensiblement exempt de fines particules solides de catalyseur que l'on envoie, après détente dans la vanne V2, par la ligne 21 dans la section de craquage catalytique 6.
    Selon une forme particulière de l'invention schématisée sur la figure 4 l'effluent plus lourd issu de la section 3 de séparation à plus basse pression circulant dans la ligne 20 est envoyé dans une section 5 d'élimination des fines de catalyseur à partir de laquelle on récupère un effluent sensiblement exempt de fines particules solides de catalyseur que l'on envoie, après détente dans la vanne V2, par la ligne 21 dans la section de craquage catalytique 6.
    EXEMPLES
    Ces exemples sont issus d'expérimentations réalisées dans des unités pilotes.
    Exemple 1
    On traite un distillat sous vide (DSV) lourd d'origine Safaniya. Ses caractéristiques sont présentées sur le tableau 1. Tous les rendements sont calculés à partir d'une base 100 (en masse) de DSV.
    Charge DSV Safaniya Analyse
    Densité 15/4 0,940
    Soufre, % masse 3,08
    Carbone Conradson, % masse 1,2
    Azote, ppm 1092
    Hydrogène, % masse 11,9
    Distillation simulée, % masse °C
          Température 5 366
          Température 50 488
          Température 95 578
    On traite ce distillat sous vide (DSV) lourd d'origine Safaniya dans une unité pilote comportant un réacteur à lit bouillonnant de catalyseur.
    Ce réacteur simule une unité industrielle du procédé T-STAR® à lit bouillonnant. L'écoulement des fluides dans le réacteur est ascendant. Il a été en effet vérifié par ailleurs que ce mode de travail en unité pilote fournit des résultats équivalents à ceux des unités industrielles.
    Ce réacteur contient 1 litre d'un catalyseur spécifique pour l'application T-STAR® fabriqué par PROCATALYSE sous la référence HTS358.
    Les conditions opératoires de mise en oeuvre sont les suivantes :
    • VVH par rapport au lit catalytique tassé : 1 h-1
    • Pression d'hydrogène : 65 bars (6,5 Mpa)
    • Recyclage d'hydrogène : 400 litres d'hydrogène par litre de charge
    • Température dans le réacteur : 440°C
    Les produits liquides issus du premier réacteur sont fractionnés en ligne sur l'unité pilote en une fraction essence + gazole atmosphérique (C5-370°C), et une fraction résiduelle (370°C).
    La fraction C5-370°C est récupérée et va servir de charge à un autre test pilote d'hydrodésulfuration (HDS) en lit fixe. Ce pilote comporte un réacteur tubulaire à lit fixe. L'écoulement des fluides est ascendant contrairement au cas d'une unité industrielle. Il a été en effet vérifié par ailleurs que ce mode de travail en unité pilote fournit des résultats équivalents à ceux des unités industrielles comportant un lit fixe de catalyseur travaillant à courant descendant de fluides. Il est chargé avec 0.8 litre de catalyseur HR448 commercialisé par Procatalyse.
    Les conditions opératoires sont les suivantes :
    • VVH par rapport au lit catalytique tassé : 1 h-1
    • Pression d'hydrogène : 65 bars (6,5 Mpa)
    • Recyclage d'hydrogène : 600 litres d'hydrogène par litre de charge
    • Température dans le réacteur : 350°C.
    Les produits liquides issus du réacteur sont fractionnés en une fraction essence C5-150°C et une fraction gazole atmosphérique 150-370°C
    Le bilan matière correspondant à l'enchaínement T-Star + HDS est indiqué dans le tableau 2 suivant. On remarque en particulier le très fort rendement en diesel que l'on obtient.
    Bilan matière T-Star + HDS intégré
    H2S+NH3, %m/charge 3,2
    C1-C4, %m/charge 3,7
    C5-150, %m/charge 9,0
    150-370, %m/charge 48,0
    370+, %m/charge 37,4
    Total, %m/charge 101,3
    Les qualités de produit correspondant à l'enchaínement T-Star + HDS intégré sont indiquées dans le tableau 3 suivant. On remarque en particulier les très bonnes propriétés de la fraction gazole obtenue. Sa teneur en soufre le rend compatible avec les spécifications de la communauté économique européenne (CEE) pour 2005.
    Produits ex T-Star + HDS intégrée Essence Gazole
    PI-150 150-370
    Rendt/VGO SR, %m 9,0 48,0
    Densité 15/4 0,730 0,853
    Soufre, ppm m < 10 30
    (RON+MON)/2 60
    Cétane 50
    La fraction résiduelle (370°C+) résultant du fractionnement est envoyée dans un système de Filtration permettant l'élimination des fines de catalyseur générées dans le réacteur travaillant en lit bouillonnant. Ceci évite la désactivation rapide du catalyseur de craquage catalytique en lit fluide (FCC) par suite de la présence éventuelle de molybdène dans les fines du catalyseur contenues dans cette fraction.
    Cette fraction ne contenant plus de fines de catalyseur est traitée dans une unité pilote de craquage catalytique utilisant un catalyseur contenant 20% poids de zéolithe Y et 80 % en poids d'une matrice silice-alumine. Cette charge préchauffée à 135°C est mise en contact en bas d'un réacteur pilote vertical avec un catalyseur régénéré chaud provenant d'un régénérateur pilote. La température d'entrée dans le réacteur du catalyseur est 720°C. Le rapport du débit de catalyseur sur le débit de charge est de 6,0. L'apport calorique du catalyseur à 720°C permet la vaporisation de la charge et la réaction de craquage qui est endothermique. Le temps de séjour moyen du catalyseur dans la zone réactionnelle est d'environ 3 secondes. La pression opératoire est 1,8 bars absolue. La température du catalyseur mesurée à la sortie du réacteur en lit fluidisé entraíné ascendant (riser) est 525°C. Les hydrocarbures craqués et le catalyseur sont séparés grâce à des cyclones situés dans une zone de désengagement (stripper) où le catalyseur est strippé. Le catalyseur qui a été coké pendant la réaction et strippé dans la zone de désengagement est ensuite envoyé dans le régénérateur. La teneur en coke du solide (delta coke) à l'entrée du régénérateur est de 0,85 %. Ce coke est brûlé par de l'air injecté dans le régénérateur. La combustion très exothermique élève la température du solide de 525°C à 720°C. Le catalyseur régénéré et chaud sort du régénérateur et est renvoyé en bas du réacteur.
    Les hydrocarbures séparés du catalyseur sortent de la zone de désengagement ; ils sont retroidis par des échangeurs et envoyés dans une colonne de stabilisation qui sépare les gaz et les liquides. Le liquide (C5+) est également échantillonné puis il est fractionné dans une autre colonne afin de récupérer une fraction essence, une fraction gazole et une fraction fuel lourd ou slurry (370°C).Le tableau 4 donne les rendements et les principales caractéristiques des produits obtenus
    Produits ex FCC Essence Gazole
    PI-220 220-370
    Rendt/DSV SR, % m 19,6 6,2
    Soufre, ppm m 30 2700
    (RON + MON)/2 86
    Cétane 28
    On mélange ensuite la fraction essence récupérée par distillation de l'effluent de sortie du deuxième réacteur et la fraction essence récupérée à partir du produit issu du craquage catalytique et on fait de même avec les deux fractions gazole. Le tableau 5 donne les rendements totaux en essence et en gazole ainsi obtenus et les principales caractéristiques de ces produits.
    Produits totaux Essence totale Gazole total
    Rendt/VGO SR, %m 28,6 54,2
    Densité 15/4 0,723 0,862
    Soufre, ppm m 24 350
    (RON+MON)/2 78
    Cétane 47
    On remarque ainsi notamment les bonnes propriétés de la coupe essence, en particulier sa teneur en soufre qui répond aux spécifications CEE pour 2005. On constate les forts rendements en gazole et son bon indice de cétane.
    Exemple 2
    On reprend le même schéma que dans l'exemple 1 et dans les mêmes conditions si ce n'est que la fraction gazole issu du FCC est envoyée dans l'étape d'HDS en mélange avec la fraction C5-370°C récupérée à la sortie du procédé T-Star. Un test d'HDS selon les conditions opératoires citées précédemment dans l'exemple est réalisé en utilisant la fraction FCC et la fraction gazole mélangées au prorata des rendements de chaque unité (T-Star et FCC).
    Les qualités de produit correspondant à l'enchaínement T-Star + HDS intégré avec recyclage du gazole FCC sont indiqués dans le tableau 6 suivant. On remarque en particulier les très bonnes propriétés de la fraction gazole obtenue. Sa teneur en soufre le rend compatible avec les spécifications de la communauté économique européenne (CEE) pour 2005.
    Produits ex T-Star + HDS intégrée avec recyclage du gazole de FCC Essence Gazole
    PI-150 150-370
    Rendt/VGO SR, %m 9,0 54,2
    Densité 15/4 0,730 0,858
    Soufre, ppm m < 10 30
    (RON+MON)/2 60
    Cétane 48
    On mélange ensuite la fraction essence récupérée par distillation de l'effluent de sortie du réacteur d'HDS et la fraction essence récupérée à partir du produit issu du craquage catalytique. Le tableau 7 donne les rendements totaux en essence et en gazole ainsi obtenus et les principales caractéristiques de ces produits.
    Produits totaux Essence totale Gazole total
    Rendt/VGO SR, %m 28,6 54,2
    Densité 15/4 0,723 0,858
    Soufre, ppm m 24 30
    (RON+MON)/2 78
    Cétane 48
    On remarque en particulier les très bonnes propriétés de la fraction gazole obtenue. Sa teneur en soufre le rend compatible avec les spécifications de la communauté économique européenne (CEE) pour 2005.
    On remarque ainsi notamment les bonnes propriétés de la coupe essence, en particulier sa teneur en soufre qui répond aux spécifications CEE pour 2005. On constate les forts rendements en gazole et son très bon indice de cétane.

    Claims (15)

    1. Procédé de conversion d'une fraction d'hydrocarbures ayant une teneur en soufre d'au moins 0,05 %, une température initiale d'ébullition d'au moins 300°C et une température finale d'ébullition d'au moins 400°C caractérisé en ce qu'il comprend les étapes suivantes :
      a) on traite la charge hydrocarbonée (étape a) dans une section de traitement en présence d'hydrogène ladite section comprenant au moins un réacteur triphasique, contenant au moins un catalyseur d'hydroconversion dont le support minéral est au moins en partie amorphe, en lit bouillonnant, fonctionnant à courant ascendant de liquide et de gaz, ledit réacteur comportant au moins un moyen de soutirage (17) du catalyseur hors dudit réacteur situé à proximité du bas du réacteur et au moins un moyen d'appoint (16) de catalyseur frais dans ledit réacteur situé à proximité du sommet dudit réacteur,
      b) on envoie (étape b) au moins une partie de l'effluent EF0 issu de l'étape a) dans une section de séparation (2) opérant sous une pression et à une température sensiblement identique à la pression et à la température de la section de traitement de l'étape a) ladite section de séparation (2) permettant d'obtenir, une fraction F1 contenant au moins une partie du gaz, de l'essence, et du gazole atmosphérique contenu dans l'effluent EF0 et une fraction F2 contenant principalement des composés ayant des points d'ébullitions supérieurs à ceux du gazole atmosphérique et une faible proportion de composés ayant des points d'ébullition inférieurs à ceux du gazole atmosphérique,
      c) on envoie au moins une partie de la fraction F1 issue de l'étape b) dans une section de traitement (étape c) en présence d'hydrogène ladite section comprenant au moins un réacteur contenant au moins un catalyseur d'hydrodésulfuration en lit fixe dont le support minéral est au moins en partie amorphe, dans des conditions permettant d'obtenir un effluent EF1 à teneur réduite en soufre,
      d) on envoie après détente au moins une partie de la fraction F2 issue de l'étape b) dans une section de craquage catalytique (étape d) dans laquelle elle est traitée dans des conditions permettant de produire un effluent de craquage EF2.
    2. Procédé selon la revendication 1 dans lequel l'effluent EF1 est au moins en partie, envoyé dans une zone de distillation (étape e) à partir de laquelle on récupère une fraction gazeuse, une fraction carburant moteur de type essence et une fraction carburant moteur de type gazole.
    3. Procédé selon la revendication 2 dans lequel la fraction gazeuse est évacuée vers d'autres installations de la raffinerie, la fraction carburant moteur de type essence est au moins en partie envoyée au pool de ce type de carburant, la fraction carburant moteur de type gazole est au moins en partie envoyée au pool de ce type de carburant.
    4. Procédé selon la revendication 1 dans lequel l'étape d) de craquage catalytique est effectuée dans des conditions permettant de produire un effluent de craquage EF2 contenant une fraction gazeuse, une fraction carburant moteur de type essence, une fraction carburant moteur de type gazole et une fraction slurry.
    5. Procédé selon la revendication 4 dans lequel l'effluent de craquage EF2 obtenu à l'étape d) de craquage catalytique est au moins en partie, envoyé dans une zone de distillation (étape f) à partir de laquelle on récupère une fraction gazeuse, une fraction carburant moteur de type essence, une fraction carburant moteur de type gazole et une fraction slurry.
    6. Procédé selon la revendication 5 dans lequel la fraction gazeuse est évacuée vers d'autres installations de la raffinerie, la fraction carburant moteur de type essence est au moins en partie envoyée au pool de ce type de carburant, la fraction carburant moteur de type gazole est au moins en partie envoyée au pool de ce type de carburant.
    7. Procédé selon l'une des revendications 1 à 6 dans lequel au moins une partie de la fraction F2 issue de l'étape b) est envoyée après détente dans une section de séparation à plus basse pression ou dans une colonne de fractionnement ou dans un stripeur à la vapeur d'eau, (étape bl) à partir de laquelle on obtient, une fraction gazeuse qui est évacuée vers d'autres installations de la raffinerie, une fraction légère F3, que l'on envoie au moins en partie dans la section de traitement de l'étape c) et une fraction lourde F4, que l'on envoie après détente au moins en partie dans la section de craquage catalytique de l'étape d).
    8. Procédé selon l'une des revendications 1 à 7 dans lequel la fraction F2 issue de l'étape b) ou la fraction F4 issue de l'étape bl) est envoyé dans une section de séparation et d'élimination au moins partielle des fines particules de catalyseur (étape g) avant son introduction après détente dans l'étape d) de craquage catalytique.
    9. Procédé selon la revendication 7 l'étape g) comporte l'utilisation d'au moins deux moyens de séparation et d'élimination au moins partielle des fines particules de catalyseur en parallèles dont l'un au moins sera utilisé pour effectuer la séparation et d'élimination au moins partielle des fines particules de catalyseur pendant qu'au moins un autre sera purgé desdites fines particules retenues.
    10. Procédé selon l'une des revendications 3 à 9 dans lequel au moins une partie de la fraction gazole obtenue à l'étape e) et/ou à l'étape f) est recyclée à l'étape c) et/ou à l'étape d).
    11. Procédé selon l'une des revendications 3 à 10 dans lequel au moins une partie de la fraction de la fraction essence obtenue à l'étape e) et/ou à l'étape f) est recyclée à l'étape d).
    12. Procédé selon l'une des revendications 6 à 11 dans lequel dans lequel au moins une partie de la fraction slurry obtenue à l'étape f) est recyclée à l'étape a) et/ou à l'étape d).
    13. Procédé selon l'une des revendications 1 à 12 dans lequel au cours de l'étape a) le traitement en présence d'hydrogène est effectué sous une pression absolue de 2 à 35 MPa, à une température d'environ 300 à 600 C avec une vitesse spatiale horaire d'environ 0,1 à 10 h -1 et la quantité d'hydrogène mélangé à la charge est d'environ 50 à 5000 Nm3/m3.
    14. Procédé selon l'une des revendications 1 à 13 dans lequel l'étape c) d'hydrodésulfuration est effectuée sous une pression sensiblement égale à la pression absolue de l'étape a), à une température d'environ 250 à 500 C avec une vitesse spatiale horaire d'environ 0,1 à 5 h -1 et la quantité d'hydrogène mélangé à la charge est d'environ 100 à 5000 Nm3/m3.
    15. Procédé selon l'une des revendications 1 à 14 dans lequel la charge traitée est choisie dans le groupe formé par les distillats sous vide, les mélanges de distillats sous vide et d'au moins une huile de coupe légère et/ou une huile de coupe lourde et/ou de coupes gazole provenant du cracking catalytique et/ou de coupes gazole provenant du coking et/ou des huiles désasphaltées et/ou des extraits aromatiques.
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