EP1406990B1 - Procede de production de distillats moyens par hydroisomerisation et hydrocraquage en 2 etapes de charges issues du procede fischer-tropsch - Google Patents

Procede de production de distillats moyens par hydroisomerisation et hydrocraquage en 2 etapes de charges issues du procede fischer-tropsch Download PDF

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EP1406990B1
EP1406990B1 EP02751285A EP02751285A EP1406990B1 EP 1406990 B1 EP1406990 B1 EP 1406990B1 EP 02751285 A EP02751285 A EP 02751285A EP 02751285 A EP02751285 A EP 02751285A EP 1406990 B1 EP1406990 B1 EP 1406990B1
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EP
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catalyst
fraction
effluent
weight
hydrocracking
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EP02751285A
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Eric Benazzi
Christophe Gueret
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IFP Energies Nouvelles IFPEN
Agip Petroli SpA
Eni Tecnologie SpA
Eni SpA
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IFP Energies Nouvelles IFPEN
Agip Petroli SpA
Eni Tecnologie SpA
Eni SpA
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Definitions

  • the present invention relates to a process and a treatment plant with hydrocracking and hydroisomerization, feedstock from the Fischer-Tropsch process, for obtaining middle distillates (gas oil, kerosene).
  • the synthesis gas (CO + H 2 ) is catalytically converted into oxygenates and substantially linear hydrocarbons in gaseous, liquid or solid form.
  • These products are generally free of heteroatomic impurities such as, for example, sulfur, nitrogen or metals. They also contain practically little or no aromatics, naphthenes and more generally cycles especially in the case of cobalt catalysts.
  • they may have a significant content of oxygenated products which, expressed by weight of oxygen, is generally less than about 5% by weight and also an unsaturated content (olefinic products in general) generally less than 10% by weight.
  • these products mainly paraffins normal, can not be used as such, in particular because of their cold-holding properties not compatible with the usual uses of oil cuts.
  • the pour point of a linear hydrocarbon containing 20 carbon atoms per molecule is +37 ° C about what makes its use impossible, the specification being -15 ° C for diesel.
  • the hydrocarbons resulting from the Fischer-Tropsch process comprising mainly n-paraffins must be converted into more valuable products such as, for example, gas oil, kerosene, which are obtained after catalytic reactions of hydroisomerization.
  • the patent EP-583,836 discloses a process for the production of middle distillates from filler obtained by Fischer-Tropsch synthesis.
  • the filler is treated in its entirety, at most it is possible to remove the fraction C 4 minus and obtain the fraction C 5 + boiling at near 100 ° C.
  • Said feed is subjected to a hydrotreatment and then to a hydroisomerisation with a conversion (products boiling above 370 ° C in lower boiling products) by at least 40% by weight.
  • a catalyst that can be used in hydroconversion is a platinum-silica-alumina formulation. The conversions described in the examples are at most 60% by weight.
  • the results obtained show that it is more profitable to send said gasoline cut (C 5 to at most 200 ° C) to a steam cracker to make olefins that to treat it in the process according to the invention, where it has been found that the quality of this cut is only slightly improved. In particular, its engine and search octane numbers remain too low for this cut to be integrated into the gasoline pool.
  • the process according to the invention allows the production of middle distillates (kerosene, diesel) with a minimum of gasoline obtained.
  • the yields of middle distillates (kerosene + gas oil) of the process according to the invention are higher than those of the prior art, in particular because the kerosene cut (generally initial boiling point of 150 to 160 ° C.
  • the catalytic performances (activity, selectivity) and / or the cycle time of the hydrotreatment and hydroisomerization / hydrocracking catalysts used in the process according to the invention could be improved.
  • the effluent from the Fischer-Tropsch synthesis unit comprises mainly paraffins but also contains olefins and oxygenated compounds such as alcohols. It also contains water, CO 2 , CO and unreacted hydrogen as well as light hydrocarbon compounds C1 to C4 in the form of gas.
  • the effluent from the Fischer-Tropsch synthesis unit is fractionated (for example by distillation) into at least two fractions: at least one light fraction and at least one heavy-point fraction. initial boiling equal to a temperature between 120 and 200 ° C and preferably between 130 and 180 ° C and even more preferably at a temperature of about 150 ° C, in other words the cutting point is between 120 and 200 ° C.
  • the heavy fraction generally has paraffin contents of at least 50% by weight.
  • This fractionation can be carried out by methods well known to those skilled in the art such as flash, distillation, etc.
  • the effluent from the Fischer-Tropsch synthesis unit will be subject to flash, decantation to remove water and distillation to obtain at least the 2 fractions described above.
  • the light fraction is not treated according to the process of the invention but may for example constitute a good load for petrochemicals and more particularly for a steam cracking unit. At least one heavy fraction previously described is treated according to the method of the invention.
  • this fraction or at least part of the initial charge is admitted via line (1) in the presence of hydrogen (supplied via line (2)) to an area (3) containing a hydrotreatment catalyst which has aim is to reduce the content of olefinic and unsaturated compounds as well as to hydrotreat the oxygenates (alcohols) present in the heavy fraction described above.
  • the catalysts used in this step (b) are hydrotreating catalysts which are non-crunchy or slightly crisp and comprise at least one metal of group VIII and / or group VI of the periodic table of elements.
  • the catalyst comprises at least one metal of the metal group formed by nickel, molybdenum, tungsten, cobalt, ruthenium, indium, palladium and platinum and comprising at least one support.
  • the hydro-dehydrogenating function is preferably provided by at least one metal or group VIII metal compound such as nickel and cobalt in particular.
  • a combination of at least one metal or group VI metal compound (especially molybdenum or tungsten) and at least one metal or group VIII metal compound (especially cobalt and nickel) of the classification may be used periodic elements.
  • the non-noble group VIII metal concentration, when used, is 0.01-15% by weight based on the finished catalyst.
  • At least one element selected from P, B, Si is deposited on the support.
  • This catalyst may advantageously contain phosphorus; indeed, this compound brings two advantages to hydrotreatment catalysts: an ease in particular during the impregnation of the nickel and molybdenum solutions, and a better hydrogenation activity.
  • the total concentration of metals of groups VI and VIII, expressed as metal oxides is between 5 and 40% by weight and preferably between 7 and 30% by weight and the weight ratio expressed as metal oxide. (or metals) of group VI on metal (or metals) of group VIII is between 1.25 and 20 and preferably between 2 and 10.
  • the concentration of phosphorus oxide P2O5 will be lower 15% by weight and preferably less than 10% by weight.
  • boron and phosphorus are promoter elements deposited on the support, and for example the catalyst according to the patent. EP-297.949 .
  • the sum of the amounts of boron and phosphorus, expressed respectively by weight of boron trioxide and phosphorus pentoxide, relative to the weight of support, is about 5 to 15% and the atomic ratio boron on phosphorus is about 1 1 to 2: 1 and at least 40% of the total pore volume of the finished catalyst is contained in pores with an average diameter greater than 13 nanometers.
  • the amount of Group VI metal such as molybdenum or tungsten is such that the phosphorus atomic ratio on Group VIB metal is about 0.5: 1 to 1.5: 1; the amounts of Group VIB metal and Group VIII metal, such as nickel or cobalt, are such that the atomic ratio of Group VIII metal to Group VIB metal is about 0.3: 1 to 0.7 1.
  • the amounts of Group VIB metal expressed in weight of metal relative to the weight of finished catalyst is about 2 to 30% and the amount of Group VIII metal expressed as weight of metal relative to the weight of finished catalyst is about 0.01 to 15%.
  • Ni alumina, NiMo on alumina, NiMo on alumina doped with boron and phosphorus and NiMo on silica-alumina catalysts are also preferred.
  • eta or gamma alumina will be chosen.
  • Another particularly advantageous catalyst contains promoter silicon deposited on the support.
  • An interesting catalyst contains BSi or PSi.
  • the metal content is between 0.05 and 3% by weight relative to the finished catalyst and preferably between 0.1 and 2% by weight.
  • catalyst preferably an alumina, but which may also be boron oxide, magnesia, zirconia, titanium oxide, a clay or a combination of these oxides.
  • a support which is preferably an alumina, but which may also be boron oxide, magnesia, zirconia, titanium oxide, a clay or a combination of these oxides.
  • These catalysts can be prepared by any method known to those skilled in the art or can be acquired from companies specializing in the manufacture and sale of catalysts.
  • the feedstock is contacted in the presence of hydrogen and the catalyst at operating temperatures and pressures for carrying out the hydrodeoxygenation (HDO) of the alcohols and the hydrogenation of the olefins present in the load.
  • the reaction temperatures used in the hydrotreatment reactor are between 100 and 350, preferably between 150 and 300 ° C, even more preferably between 150 and 275 ° C and more preferably between 175 and 250 ° C.
  • the total pressure range used varies from 5 to 150 bar, preferably from 10 to 100 bar and even more preferably from 10 to 90 bar.
  • the hydrogen that feeds the hydrotreatment reactor is introduced at a rate such that the volume ratio hydrogen / hydrocarbons is between 100 to 3000 Nl / l / h, preferably between 100 and 2000Ml / l / h and even more preferred between 250 and 1500 Nl / l / h.
  • the charge rate is such that the hourly volume velocity is between 0.1 and 10 h -1 , preferably between 0.2 and 5 h -1 and even more preferably between 0.2 and 3 h -1 . Under these conditions, the content of unsaturated and oxygenated molecules is reduced to less than 0.5% and to less than 0.1% in general.
  • the hydrotreatment step is conducted under conditions such that conversion to products having boiling points greater than or equal to 370 ° C to products having boiling points below 370 ° C is limited to 30% wt. preferably, less than 20% and even more preferably less than 10%.
  • the effluent (line 4) from the hydrotreating reactor (3) is optionally introduced into a zone (5) of water removal which is intended to eliminate at least partly the water produced during the hydrotreatment reactions.
  • This removal of water can be carried out with or without eliminating the C 4 less gas fraction which is generally produced during the hydrotreating step.
  • the elimination of water is understood to mean the elimination of the water produced by the hydrodeoxygenation (HDO) reactions of the alcohols, but it may also include the elimination at least partly of the saturation water of the hydrocarbons.
  • the removal of water can be carried out by all the methods and techniques known to those skilled in the art, for example by drying, passage on a desiccant, flash, decantation ....
  • At least part and preferably all of the hydrocarbon fraction (at least part of the feed or at least part of the heavy fraction of step a) or at least part of the hydrotreated fraction or feed and optionally dried) is then introduced (line 6) and possibly a stream of hydrogen (line 7) into the zone (8) containing said first hydroisomerization / hydrocracking catalyst.
  • Another possibility of the process also according to the invention consists in sending part or all of the effluent leaving the hydrotreating reactor (without drying) into the reactor containing the hydroisomerization / hydrocracking catalyst and preferably at the same time. time as a flow of hydrogen.
  • the metal contained in the catalyst Before use in the reaction, the metal contained in the catalyst must be reduced.
  • One of the preferred methods for conducting the reduction of the metal is hydrogen treatment at a temperature of from 150 ° C to 650 ° C and a total pressure of 0.1 to 25 MPa.
  • a reduction consists of a stage at 150 ° C. for 2 hours then a rise in temperature up to 450 ° C. at the rate of 1 ° C./min and then a plateau of 2 hours at 450 ° C. throughout this reduction step, the hydrogen flow rate is 1000 liters hydrogen / liter catalyst. Note also that any ex-situ reduction method is suitable.
  • the temperature used in this stage is between 200 and 450.degree. C. and preferably from 250.degree. C. to 450.degree. C., advantageously from 300 to 450.degree. C., and even more advantageously above 320.degree. C. or, for example, between 320.degree.-420.degree. .
  • the two stages, hydrotreatment and hydroisomerization-hydrocracking, can be carried out on the two types of catalysts in two or more different reactors, and / or in the same reactor.
  • the hydroisomerized / hydrocracked effluent leaving the reactor (8), step (d), is sent to a distillation train (9) which incorporates an atmospheric distillation and optionally a vacuum distillation which is intended to separate the conversion products.
  • a distillation train (9) which incorporates an atmospheric distillation and optionally a vacuum distillation which is intended to separate the conversion products.
  • boiling point below 340 ° C and preferably below 370 ° C and including including those formed in step (d) in the reactor (8), and to separate the residual fraction whose initial point of boiling is generally greater than at least 340 ° C and preferably greater than or equal to at least 370 ° C.
  • the process according to the invention uses a second zone (16) containing a hydroisomerization / hydrocracking catalyst (called second catalyst). It passes on this catalyst, in the presence of hydrogen (line 15) an effluent chosen from a part of the kerosene produced (line 12), part of the gas oil (line 13) and the residual fraction and preferably the residual fraction whose initial boiling point is generally greater than at least 370 ° C.
  • the catalyst present in the reactor (16) of step (f) of the process according to the invention is in the same way as for stage d), of amorphous acid type and based on at least one noble metal of group VIII; however it may be the same or different from that of step d).
  • the fraction entering the reactor (16) undergoes, in the presence of hydrogen, hydroisomerization and / or hydrocracking reactions in the reactor, which will make it possible to improve the quality of the products formed and more particularly the properties cold kerosene and diesel, and obtain distillate yields improved over the prior art.
  • the temperature used in this stage is between 200 and 450.degree. C. and preferably from 250.degree. C. to 450.degree. C., advantageously from 300 to 450.degree. C., and even more advantageously above 320.degree. C. or, for example, between 320.degree.-420.degree. .
  • the operator will adjust the operating conditions on the first and second hydrocracking / hydroisomerization catalyst so as to obtain the desired product qualities and yields.
  • the conversion by pass in Products having a boiling point greater than or equal to 150 ° C. in products with a boiling point below 150 ° C. are less than 50% by weight, preferably less than 30% by weight.
  • the conversion by pass to products with boiling points greater than or equal to 370 ° C in products with boiling points lower than 370 ° C is superior. at 40% by weight, preferably above 50% by weight, or better at 60% by weight. It can even be advantageous to have conversions of at least 80% by weight.
  • the pass conversion into products with boiling points greater than or equal to 150 ° C into products with boiling points below 150 ° C is lower. at 50% by weight, preferably less than 30% by weight.
  • the operating conditions applied in the reactors (8) and (16) may be different or identical.
  • the operating conditions used in the 2 hydroisomerization / hydrocracking reactors are chosen to be different in terms of operating pressure, temperature, contact time (wh) and H 2 / feed ratio. This embodiment allows the operator to adjust the qualities and / or yields of kerosene and diesel.
  • the effluent from the reactor (16) is then sent via line (17) in the distillation train so as to separate the conversion products, gasoline, kerosene and diesel.
  • FIG. 1 there is shown an embodiment with the residual fraction (line 14) passing through the hydroisomerization / hydrocracking zone (16) (step f), the effluent obtained being sent (line 17) to the zone (9) of separation.
  • the kerosene and / or diesel fuel may be partly recycled (line 18) in the hydroisomerization / hydrocracking zone (8) (step d) on the first catalyst.
  • the invention is not limited to these 2 embodiments.
  • the gas oil (s) obtained has a pour point of at most 0 ° C, generally below -10 ° C and often below -15 ° C.
  • the cetane number is greater than 60, generally greater than 65, often greater than 70.
  • the resulting kerosene (s) has a freezing point of not more than -35 ° C, generally less than -40 ° C.
  • the smoke point is greater than 25 mm, usually greater than 30 mm.
  • the yield of gasoline will always be less than 50% by weight, preferably less than 40% by weight; advantageously less than 30% by weight or 20% by weight or even 15% by weight.
  • the installation comprises a pipe (14) for sending said residual fraction into the zone (16) containing the second catalyst, and a pipe (18) for recycling a portion of the kerosene and / or diesel fuel produced in the zone (8) containing the first catalyst.
  • the installation comprises a pipe (12, 13) for feeding a portion of the kerosene and / or diesel fuel produced in the zone (16) containing the second catalyst, and a pipe (14) for recycling. said residual fraction in the zone (8) containing the first catalyst.
  • the majority of catalysts currently used in hydroisomerization / hydrocracking are of the bifunctional type associating an acid function with a hydrogenating function.
  • the acid function is provided by supports with large surface areas (generally 150 to 800 m 2 .g -1 ) having a surface acidity, such as halogenated aluminas (chlorinated or fluorinated in particular), phosphorus aluminas, combinations of oxides of boron and aluminum, silica-aluminas.
  • the equilibrium between the two acid and hydrogenating functions is the fundamental parameter which governs the activity and the selectivity of the catalyst.
  • a weak acidic function and a strong hydrogenating function result in weakly active and selective catalysts in the isomerization whereas a strong acid function and a low hydrogenating function give very active and cracking-selective catalysts.
  • a third possibility is to use a strong acid function and a strong hydrogenating function to obtain a very active catalyst but also very selective towards isomerization. It is therefore possible, by judiciously choosing each of the functions to adjust the activity / selectivity couple of the catalyst.
  • the hydroisomerization-hydrocracking catalysts are bifunctional catalysts comprising an amorphous acid support (preferably a silica-alumina) and a hydro-dehydrogenating metal function provided by at least one noble metal.
  • the support is said to be amorphous, that is to say devoid of molecular sieves, and in particular of zeolite, as well as the catalyst.
  • the amorphous acidic support is advantageously a silica-alumina but other supports are usable.
  • the catalyst preferably does not contain added halogen, other than that which could be introduced for the impregnation of the noble metal, for example. More generally, and preferably, the catalyst does not contain added halogen, for example fluorine.
  • the support has not been impregnated with a silicon compound.
  • a catalyst comprising a particular silica-alumina is used which makes it possible to obtain very active catalysts that are also very selective in the isomerization of effluents from Fischer-Synthesis units. Tropsch.
  • the metal function is provided by a noble metal of group VIII of the periodic table of elements and more particularly platinum and / or palladium.
  • the noble metal content expressed in% by weight of metal relative to the catalyst, is between 0.05 to 10 and more preferably between 0.1 and 5.
  • the dispersion representing the reagent-accessible metal fraction based on the total amount of catalyst metal, can be measured, for example, by H 2 / O 2 titration.
  • the metal is reduced beforehand, that is to say that it undergoes treatment under hydrogen flow at high temperature under conditions such that all Hydrogen-accessible platinum atoms are converted to metallic form.
  • a flow of oxygen is sent under suitable operating conditions so that all the reduced platinum atoms accessible to oxygen is oxidized in PtO 2 form.
  • the dispersion is then equal to the ratio of the quantity of platinum accessible to oxygen to the total amount of platinum of the catalyst. In our case, the dispersion is between 20% and 100% and preferably between 30% and 100%.
  • the distribution of the noble metal represents the distribution of the metal within the catalyst grain, the metal being able to be well or poorly dispersed.
  • the platinum poorly distributed for example detected in a ring whose thickness is significantly less than the radius of the grain
  • the platinum distribution is good, that is to say that the platinum profile, measured according to the Castaing microprobe method, has a distribution coefficient greater than 0.1 and preferably greater than 0.1. 0.2.
  • the BET surface of the support is between 100 m 2 / g and 500 m 2 / g and preferably between 250 m 2 / g and 450 m 2 / g and for silica-alumina-based supports, even more preferably between 310 m 2 / g and 450 m 2 / g.
  • the average pore diameter of the catalyst is measured from the porous distribution profile obtained with a mercury porosimeter.
  • the average pore diameter is defined as the diameter corresponding to the cancellation of the derived curve obtained from the mercury porosity curve.
  • the mean diameter of the pores, thus defined, is between 1 nm (1x10 -9 meters) and 12 nm (12x10 -9 meters) and preferably between 1 nm (1x10 -9 meters) and 11 nm (11x10 -9 meters). ) and even more preferably between 3 nm (4x10 -9 meters) and 10.5 nm (10.5x10 -9 meters).
  • the preferred catalyst has a porous distribution such as the pore volume of the pores whose diameter is between the mean diameter as defined previously decreased by 3 nm and the average diameter as defined above increased by 3 nm (ie the mean diameter ⁇ 3 nm) is greater than 40% of the total pore volume and preferably between 50% and 90% of the total pore volume and more preferably between 50% and 70% of the total pore volume.
  • silica-alumina catalyst it is generally less than 1.0 ml / g and preferably between 0.3 and 0.9 ml / g and even more preferably less than 0.85 ml / g.
  • the preparation and shaping of the support, and in particular of the silica-alumina (especially used in the preferred embodiment) is made by usual methods well known to those skilled in the art.
  • the support may undergo calcination, for example a heat treatment at 300-750 ° C. (preferred 600 ° C.) for 0.25-10 hours (preferred 2 hours) under 0. -30% volume of water vapor (for the silica alumina 7.5% preferred).
  • the noble metal salt is introduced by one of the usual methods used to deposit the metal (preferably platinum and / or palladium, platinum being still preferred) on the surface of a support.
  • One of the preferred methods is dry impregnation which consists of introducing the metal salt into a volume of solution which is equal to the pore volume of the catalyst mass to be impregnated.
  • the catalyst Prior to the reduction operation, the catalyst may be calcined such as, for example, in dry air at 300-750 ° C (520 ° C preferred) for 0.25-10 hours (preferred 2 hours).
  • the bifunctional catalyst comprises at least one noble metal deposited on an amorphous acid support, the noble metal dispersion being less than 20%.
  • the fraction of the noble metal particles having a size of less than 2 nm represents at most 2% by weight of the noble metal deposited on the catalyst.
  • At least 70% preferably at least 80%, and more preferably at least 90%
  • noble metal particles have a size greater than 4 nm (% number).
  • the support is amorphous, it does not contain molecular sieve; the catalyst does not contain molecular sieves either.
  • the amorphous acid support is generally chosen from the group formed by a silica-alumina, a halogenated alumina (preferably fluorinated), a silicon-doped alumina (deposited silicon), a titanium oxide alumina mixture, a sulphated zirconia, a doped zirconia with tungsten, and mixtures thereof with one another or with at least one amorphous matrix chosen from the group formed by alumina, titanium oxide, silica, boron oxide, magnesia, zirconia, clay by example.
  • the support consists of an amorphous silica alumina.
  • a preferred catalyst comprises (preferably consists essentially of) from 0.05 to 10% by weight of at least one Group VIII noble metal deposited on an amorphous silica-alumina support.
  • the metal function is provided by at least one noble metal of group VIII of the periodic table of elements and more particularly platinum and / or palladium.
  • the noble metal content expressed in% by weight of metal relative to the catalyst, is between 0.05 to 10 and more preferably between 0.1 and 5.
  • the dispersion (measured in the same manner as above) is less than 20%, it is generally greater than 1% or better at 5%.
  • the catalyst sample is finely ground in an agate mortar and is then ethanol-dispersed. Samples at different locations to ensure good representativeness in size are made and deposited on a copper grid covered with a thin carbon film. The grids are then air dried under infra-red light before being introduced into the microscope for observation. In order to estimate the average size of noble metal particles, several hundred measurements are made from dozens of shots. All of these measurements make it possible to produce a histogram of distribution of the particle size. Thus, we can accurately estimate the proportion of particles corresponding to each particle size domain.
  • the distribution of platinum is good that is to say that the platinum profile, measured according to the method of the microprobe of Castaing, has a distribution coefficient greater than 0.1 advantageously greater than 0.2 and preferably greater than 0.5.
  • the BET surface of the support is generally between 100 m 2 / g and 500m 2 / g and preferably between 250 m 2 / g and 450 m 2 / g and the silica alumina carriers, even more preferably 310 m 2 / g.
  • silica-based alumina supports it is generally less than 1.2 ml / g and preferably between 0.3 and 1.1 ml / g and even more advantageously less than 1.05 ml / g.
  • the preparation and shaping of the silica-alumina and of any support in general is made by usual methods well known to those skilled in the art.
  • the support may undergo calcination, for example a heat treatment at 300-750 ° C. (600 ° C. preferred) for a period of between 0.25 and 10 hours (2 hours). preferred) under 0-30% volume of water vapor (about 7.5% preferred for a silica-alumina).
  • the metal salt is introduced by one of the usual methods used to deposit the metal (preferably platinum) on the surface of a support.
  • One of the preferred methods is dry impregnation which consists of introducing the metal salt into a volume of solution which is equal to the pore volume of the catalyst mass to be impregnated.
  • the catalyst Prior to the reduction operation and to obtain the size distribution of the metal particles, the catalyst is calcined in humidified air at 300-750 ° C (550 ° C preferred) for 0.25-10 hours (preferred 2 hours).
  • the partial pressure of H2O during the calcination is for example 0.05 bar to 0.50 bar (0.15 bar preferred).
  • Other known methods of treatment making it possible to obtain the dispersion of less than 20% are suitable within the scope of the invention.
  • the support may consist of pure silica-alumina or result from mixing with said silica-alumina a binder such as silica (SiO 2 ), alumina (Al 2 O 3 ), clays, titanium oxide (TiO 2 ), boron oxide (B 2 O 3 ) and zirconia (ZrO 2 ) and any mixture of binders previously mentioned.
  • the preferred binders are silica and alumina and even more preferably alumina in all these forms known to those skilled in the art, for example gamma-alumina.
  • the weight content of binder in the catalyst support is between 0 and 40%, more particularly between 1 and 40% and even more preferably between 5% and 20%. As a result, the weight content of silica-alumina is 60 - 100%.
  • the catalysts according to the invention whose support consists solely of silica-alumina without any binder are preferred.
  • the support may be prepared by shaping the silica-alumina in the presence or absence of binder by any technique known to those skilled in the art.
  • the shaping can be carried out for example by extrusion, pelletizing, by the method of coagulation in drop (oil-drop), by rotating plate granulation or by any other method well known to those skilled in the art.
  • At least one calcination may be carried out after any of the steps of the preparation, it is usually carried out under air at a temperature of at least 150 ° C, preferably at least 300 ° C.
  • the catalyst is a bifunctional catalyst in which a noble metal is supported by a support consisting essentially of an amorphous silica-alumina gel and micro / mesoporous membrane with a controlled pore size, having an area of at least 500 m 2 / g and an SiO 2 / Al 2 O 3 molar ratio of between 30/1 and 500/1, preferably between 40/1 and 150/1.
  • the noble metal supported on the support may be chosen from metals of Groups 8, 9 and 10 of the Periodic Table, in particular Co, Ni, Pd and Pt. Palladium and platinum are preferably used.
  • the proportion of noble metals is normally between 0.05 and 5.0% by weight relative to the weight of the support. Particularly advantageous results have been obtained using palladium and platinum in proportions of between 0.2 and 1.0% by weight.
  • Said support is generally obtained from a mixture of tetra-alkylated ammonium hydroxide, an aluminum compound which can be hydrolysed to Al 2 O 3 of a silicon compound which can be hydrolyzed to SiO 2 and a sufficient amount of water to dissolve and hydrolyze these compounds, said tetra-alkylated ammonium hydroxide having 2 to 6 carbon atoms in each alkyl residue, said hydrolyzable aluminum compound being preferably a trialkoxide of aluminum having 2 to 4 carbon atoms in each alkoxide residue and said hydrolysable silicon compound being a tetraalkylorthosilicate having 1 to 5 carbon atoms for each alkyl residue.
  • the tetra-alkylated ammonium hydroxide which may be used in the context of the present invention is, for example, chosen from hydroxides of tetraethylammonium, propylammonium, isopropylammonium, butylammonium, isobutylammonium, terbutylammonium and pentylammonium, and preferably from the hydroxides of tetrapropylammonium, tetraisopropylammonium and tetrabutylammonium.
  • Trialkoxide aluminum is for example chosen from triethoxide, propoxide, isopropoxide, butoxide, isobutoxide and aluminum tertbutoxide, preferably from tripropoxide and tri-isopropoxide of aluminum.
  • the tetra-alkylated orthosilicate is chosen, for example, from tetramethyl-, tetraethyl-, propyl-, isopropyl-, butyl-, isobutyl-, terbutyl- and pentyl-orthosilicate, tetraethylorthosilicate being used preferably.
  • an aqueous solution containing tetra-alkylated ammonium hydroxide and aluminum trialkoxide is first prepared at a temperature sufficient to ensure effective dissolution of the aluminum compound.
  • the tetra-alkylated orthosilicate is added to said aqueous solution.
  • This mixture is brought to a temperature suitable for the activation of the hydrolysis reaction. This temperature depends on the composition of the reaction mixture (generally 70 to 100 ° C).
  • the hydrolysis reaction is exothermic, which guarantees a self-sustaining reaction after activation.
  • the proportions of the constituents of the mixture are such that they respect the following molar ratios: SiO 2 / Al 2 O 3 of 30/1 to 500/1, tetra-alkylated ammonium hydroxide / SiO 2 of 0.05 / 1 to 0.2 / 1, and H 2 O / SiO 2 from 5/1 to 40/1.
  • the preferred values for these molar ratios are as follows: SiO 2 / Al 2 O 3 from 40/1 to 150/1, tetra-alkylated ammonium hydroxide / SiO 2 from 0.05 / 1 to 0.2 / 1, and H 2 O / SiO 2 from 10/1 to 25/1.
  • the hydrolysis of the reagents and their gelling are carried out at a temperature equal to or higher than the boiling point, at atmospheric pressure, of any alcohol developed as a by-product of said hydrolysis reaction, without any significant elimination or elimination. of these alcohols of the reaction medium.
  • the hydrolysis and gelling temperature is therefore critical and is suitably maintained at values above about 65 ° C, of the order of about 110 ° C.
  • the hydrolysis and gelling are carried out in the presence of an amount of alcohol greater than that developed as a by-product.
  • a free alcohol preferably ethanol, is added to the reaction mixture in a proportion up to a maximum molar ratio of added alcohol / SiO 2 of 8/1.
  • the time required to carry out the hydrolysis and gelling under the conditions indicated above is normally between 10 minutes and 3 hours, preferably between 1 and 2 hours.
  • the alcohol is finally extracted from the gel which is then dried, preferably under a reduced pressure (from 3 to 6 kPa for example), at a temperature of 110 ° C.
  • the dried gel is then subjected to a calcination process under an oxidizing atmosphere (normally in air), at a temperature between 500 and 700 ° C for 4 to 20 hours, preferably at 500-600 ° C for 6 to 10 hours.
  • the silica gel and alumina thus obtained has a composition which corresponds to that of the reagents used, if it is considered that the reaction yields are practically complete.
  • the molar ratio SiO 2 / Al 2 O 3 is therefore between 30/1 and 500/1, preferably between 40/1 and 150/1, the preferred values being of the order of 100/1.
  • This gel is amorphous, when subjected to X-ray powder diffraction analysis, it has an area of at least 500 m 2 / g, generally between 600 and 850 m 2 / g, and a pore volume of 0.4 to 0.8 cm 3 / g .
  • a metal selected from the noble metals of groups 8, 9 or 10 of the periodic table is supported on the micro / mesoporous amorphous silica-alumina gel obtained as described above. As indicated above, this metal is preferably chosen from platinum or palladium, platinum being preferably used.
  • the proportion of noble metal, especially platinum, in the catalyst thus supported is between 0.4 and 0.8%, preferably between 0.6 and 0.8% by weight relative to the weight of the support.
  • the porous support having the characteristics of the acid carrier (a) described above is brought into contact with an aqueous or alcohol solution of a compound of the desired metal for a time sufficient to allow a homogeneous distribution of the metal in the solid. This operation normally requires a few minutes to several hours, preferably with stirring.
  • H 2 PtF 6 , H 2 PtCl 6 , [Pt (NH 3 ) 4] Cl 2 , [Pt (NH 3 ) 4 ] (OH) 2 are, for example, soluble salts suitable for this purpose, as well as salts of palladium; mixtures of salts of different metals are also used in the context of the invention. It is advantageous to use the minimum amount of aqueous liquid (usually water or an aqueous mixture with a second inert liquid or with an acid in a proportion of less than 50% by weight) necessary for dissolving the salt and impregnating uniformly said support, preferably with a solution / support ratio of between 1 and 3. The amount of metal used is chosen according to the desired concentration in the catalyst, the entire metal being fixed on the support.
  • the solution is evaporated and the solid obtained is dried and calcined under an inert or reducing atmosphere, under conditions of temperature and time similar to those previously described for the calcination of the support.
  • Another method of impregnation is by means of an ion exchange.
  • the support consisting of amorphous silica-alumina gel is brought into contact with an aqueous solution of a salt of the metal used, as in the previous case, but the deposition is carried out by ion exchange, under conditions made basic (pH between 8.5 and 11) by the addition of a sufficient amount of an alkaline compound, usually an ammonium hydroxide.
  • the suspended solid is then separated from the liquid by filtration or decantation, and then dried and calcined as described above.
  • the salt of the transition metal may be included in the silica-alumina gel during the preparation phase, for example before hydrolysis for the formation of the wet gel, or before its calcination.
  • the latter method is advantageously easier to implement, the catalyst thus obtained is slightly less active and selective than that obtained with the two previous methods.
  • the supported catalyst described above can be used as it is during the hydrocracking step of the process according to the present invention, after activation according to one of the known methods and / or described below.
  • said supported catalyst is reinforced by the addition with mixing of a suitable amount of an inert mineral solid capable of improving its mechanical properties.
  • the catalyst is preferably used in granular form rather than in powder form with a relatively tight particle distribution.
  • Extrusion and shaping methods are also known which use a suitable inert additive (or binder) capable of providing the properties mentioned above, for example according to the methods described in the European patent applications.
  • EP-A 550,922 and EP-A 665.055 are also known which use a suitable inert additive (or binder) capable of providing the properties mentioned above, for example according to the methods described in the European patent applications.
  • EP-A 550,922 and EP-A 665.055 being preferably implemented, their contents being mentioned here by way of reference.
  • Plasticizers such as methylcellulose are also preferably added during step (b) to promote the formation of a homogeneous, easily treated mixture.
  • a granular acidic support comprising from 30 to 70% by weight of inert inorganic binder is thus obtained, the remaining proportion consisting of amorphous silica-alumina having essentially the same characteristics of porosity, surface and structure as those described above for the same gel without binder.
  • the granules are advantageously in the form of pellets approximately 2-5 mm in diameter and 2-10 mm long.
  • the deposition step of the noble metal on the granular acidic support is then carried out according to the same procedure as that described above.
  • the metal contained in the catalyst must be reduced.
  • One of the preferred methods for conducting the reduction of the metal is hydrogen treatment at a temperature of from 150 ° C to 650 ° C and a total pressure of 0.1 to 25 MPa.
  • a reduction consists of a stage at 150 ° C. for 2 hours then a rise in temperature up to 450 ° C. at the rate of 1 ° C./min and then a plateau of 2 hours at 450 ° C. throughout this reduction step, the hydrogen flow rate is 1000 l hydrogen / catalyst. Note that any in situ or ex-situ reduction method is suitable.
  • the pressure in the reactor is maintained between 30 and 80 atm.

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Description

  • La présente invention concerne un procédé et une installation de traitement avec hydrocraquage et hydroisomérisation, de charges issues du procédé Fischer-Tropsch, permettant d'obtenir des distillats moyens (gazole, kérosène).
  • Dans le procédé Fischer-Tropsch, le gaz de synthèse (CO+H2) est transformé catalytiquement en produits oxygénés et en hydrocarbures essentiellement linéaires sous forme gazeuse, liquide ou solide. Ces produits sont généralement exempts d'impuretés hétéroatomiques telles que, par exemple, le soufre, l'azote ou des métaux. Ils ne contiennent également pratiquement peu ou pas d'aromatiques, de naphtènes et plus généralement de cycles en particulier dans le cas de catalyseurs au cobalt. Par contre, ils peuvent présenter une teneur non négligeable en produits oxygénés qui, exprimée en poids d'oxygène, est généralement inférieure à 5% poids environ et également une teneur en insaturés (produits oléfiniques en général) généralement inférieure à 10% en poids. Cependant, ces produits, principalement constitués de normales de paraffines, ne peuvent être utilisés tels quels, notamment à cause de leurs propriétés de tenue à froid peu compatibles avec les utilisations habituelles des coupes pétrolières. Par exemple, le point d'écoulement d'un hydrocarbure linéaire contenant 20 atomes de carbone par molécule (température d'ébullition égale à 340°C environ c'est-à-dire souvent comprise dans la coupe distillat moyen) est de +37°C environ ce qui rend son utilisation impossible, la spécification étant de -15°C pour le gasoil. Les hydrocarbures issus du procédé Fischer-Tropsch comprenant majoritairement des n-paraffines doivent être transformés en produits plus valorisables tels que par exemple le gazole, kérosène, qui sont obtenus après des réactions catalytiques d'hydroisomérisation.
  • Le brevet EP-583, 836 décrit un procédé pour la production de distillats moyens à partir de charge obtenue par la synthèse Fischer-Tropsch. Dans ce procédé, la charge est traitée dans sa globalité, tout au plus on peut enlever la fraction C4 moins et obtenir la fraction C5 + bouillant à près de 100°C. Ladite charge est soumise à un hydrotraitement puis à une hydroisomérisation avec une conversion (de produits bouillant au-dessus de 370°C en produits à point d'ébullition inférieur) d'au moins 40% poids. Un catalyseur utilisable en hydroconversion est une formulation platine sur silice-alumine. Les conversions décrites dans les exemples sont d'au plus 60% poids.
  • La publication EP-A-0321303 divulgue un procédé de production de distillats moyens à partir d'une charge paraffinique produite par synthèse Fischer-Tropsch, comprenant les étapes suivantes:
    1. a) passage de la charge sur un premier catalyseur d'hydroisomérisation/hydrocraquage, qui est un catalyseur amorphe contenant au moins un métal noble du groupe VIII,
    2. b) distillation de l'effluent hydroisomérisé/hydrocraqué pour obtenir des distillats moyens et une fraction résiduelle bouillant au-dessus des distillats moyens,
    3. c) sur un second catalyseur d'hydroisomérisation/hydrocraquage, qui est un catalyseur amorphe contenant au moins un métal noble du groupe VIII, passage de la fraction lourde résiduelle et distillation de l'effluent pour obtenir des distillats moyens.
  • Le document US-6153087 mentionne que, dans un procédé semblable pour le traitement d'un pétrole brut lourd, les distillats moyens peuvent être recyclés.
  • La présente invention propose un procédé alternatif pour la production de distillats moyens sans production d'huiles.
  • Ce procédé permet :
    • d'améliorer fortement les propriétés à froid des paraffines issues du procédé Fisher-Tropsch et ayant des points d'ébullition correspondants à ceux des fractions gazole et kérosène (encore appelés distillats moyens) et notamment d'améliorer le point de congélation des kérosène,.
    • d'augmenter la quantité de distillats moyens disponibles par hydrocraquage des composés paraffiniques les plus lourds, présents dans l'effluent de sortie de l'unité Fischer-Tropsch, et qui ont des points d'ébullition supérieurs à ceux des coupes kérosène et gazole, par exemple la fraction 380°C+.
  • Plus précisément, l'invention concerne un procédé pour la production de distillats moyens à partir d'un effluent paraffinique produit par synthèse Fischer-Tropsch, comportant les étapes successives suivantes :
    • a) éventuel fractionnement de l'effluent en au moins une fraction lourde à point d'ébullition initial compris entre 120 et 200°C, et au moins une fraction légère bouillant en-dessous de ladite fraction lourde,
    • b) éventuel hydrotraitement d'une partie au moins de l'effluent ou de la fraction lourde, éventuellement suivi (étape c) d'élimination d'au moins une partie de l'eau,
    • d) passage d'une partie au moins de l'effluent ou de la fraction éventuellement hydrotraité sur un premier catalyseur d'hydroisomérisation / hydrocraquage qui est un catalyseur amorphe contenant au moins un métal noble du groupe VIII,
    • e) distillation de l'effluent hydroisomérisé / hydrocraqué pour obtenir des distillats moyens (kérosène, gasoil) et une fraction résiduelle bouillant au-dessus des distillats moyens,
    • f) sur un second catalyseur d'hydroisomérisation / hydrocraquage qui est un catalyseur amorphe contenant au moins un métal noble du groupe VIII, passage d'une partie de ladite fraction lourde résiduelle et/ou d'une partie desdits distillats moyens, et distillation de l'effluent résultant pour obtenir des distillats moyens.
  • D'une façon plus détaillée, les étapes sont les suivantes :
    1. a) De préférence, l'effluent paraffinique issu de l'unité de synthèse Fischer-Tropsch est fractionné en au moins deux fractions. Il est séparé de la charge une (ou plusieurs) fractions légères pour obtenir une fraction lourde ayant un point d'ébullition initial égal à une température comprise entre 120 et 200°C et de préférence entre 130 et 180°C et par exemple environ 150°C, la fraction légère bouillant en-dessous de la fraction lourde. La fraction lourde présente généralement des teneurs en paraffines d'au moins 50% pds, et le plus souvent d'au moins 90% pds.
    2. b) Eventuellement ladite fraction lourde est, en présence d'hydrogène, mise en contact avec un catalyseur d'hydrotraitement. En l'absence de l'étape a), l'effluent issu de l'unité de synthèse Fischer-Tropsch est traité sur le catalyseur d'hydrotraitement.
    3. c) Eventuellement, l'eau formée durant l'étape d'hydrotraitement (b) est éliminée au moins en partie et de préférence en totalité.
    4. d) Au moins une partie (et de préférence la totalité) de l'effluent issu de l'étape (c) ou (b) est mis en contact en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydroisomérisation / hydrocraquage pour produire des distillats moyens, la conversion de produits 370°C+ en 370°C- étant supérieure à 80% pds.
    5. e) L'effluent en sortie de l'étape (d) est soumis à une étape de séparation dans un train de distillation de manière à séparer :
      • les produits légers inévitablement formés lors de l'étape (d) par exemple les gaz (C1-C4) et une coupe essence et également de manière à distiller au moins une coupe gazole et également au moins une coupe kérosène, et également à distiller une fraction, dite fraction résiduelle, dont les composés qui la constituent ont des points d'ébullition supérieurs à ceux des distillats moyens (kérosène + gazole). Cette fraction non hydrocraquée (dite fraction résiduelle) présente généralement un point d'ébullition initial d'au moins 350°C, de préférence supérieure à 370°C.
    6. f) Passage d'au moins un distillat moyen et/ou de la fraction résiduelle issu de l'étape (e) en présence d'hydrogène, sur un catalyseur d'hydroisomérisation /hydrocraquage (dit second catalyseur). Les conditions opératoires peuvent être identiques ou différentes de celles utilisées dans l'étape (d). Les catalyseurs peuvent être identiques ou différents de ceux de l'étape (d). L'effluent issu de l'étape (f) est alors recyclé en entrée du train de séparation étape (e).
  • De façon inattendue, l'utilisation d'un procédé selon l'invention à révélé de nombreux avantages. En particulier, il a été trouvé qu'il est intéressant de ne pas traiter la fraction hydrocarbonée légère de l'effluent Fischer Tropsch, fraction légère qui comprend en termes de points d'ébullition une coupe essence (C5 à au plus 200°C et le plus souvent à environ 150°C).
  • En effet, de façon inattendue les résultats obtenus montrent qu'il est plus rentable d'envoyer ladite coupe essence (C5 à au plus 200°C) à un vapocraqueur pour en faire des oléfines que de la traiter dans le procédé selon l'invention, où on a pu constater que la qualité de cette coupe n'est que peu améliorée. En particulier ses indices d'octane moteur et recherche restent trop bas pour que cette coupe puisse être intégrée au pool essence. Ainsi, le procédé selon l'invention permet la production de distillats moyens (kérosène, gazole) avec un minimum d'essence obtenue. Par ailleurs, les rendements en distillats moyens (kérosène + gazole) du procédé selon l'invention sont plus élevés que ceux de l'art antérieur, notamment du fait que la coupe kérosène (généralement point d'ébullition initial de 150 à 160°C - point d'ébullition final de 260 à 280°C) a pu être optimisée (voire maximisée par rapport à l'art antérieur), et de plus, sans que ce soit au détriment de la coupe gazole. Par ailleurs, cette coupe kérosène présente, de façon inattendue, d'excellentes propriétés à froid (point de congélation par exemple).
  • D'autre part, le fait de ne pas traiter la fraction légère de l'effluent Fischer-Tropsch permet de minimiser les volumes des catalyseurs d'hydrotraitement et d'hydroisomérisation / hydrocraquage à utiliser et ainsi de réduire la taille des réacteurs et donc des investissements.
  • Par ailleurs et de façon inattendue, les performances catalytiques (activité, sélectivité) et/ou la durée de cycle des catalyseurs d'hydrotraitement et hydroisomérisation / hydrocraquage utilisés dans le procédé selon l'invention ont pu être améliorées.
  • Enfin, de façon inattendue l'utilisation de zones indépendantes d'hydroisomérisation / hydrocraquage permet d'obtenir des rendements plus élevés en distillats moyens et, pour un rendement donné en distillats moyens, de meilleures qualités de produits que les procédés de l'art antérieur et en particulier en ce qui concerne les propriétés à froid. Par ailleurs, la flexibilité du procédé qui est obtenue du fait de l'existence de ces 2 zones séparées permet à l'exploitant de moduler les conditions opératoires en fonction des qualités et/ou rendements en distillats moyens à obtenir.
    • Description détaillée de l'invention
  • La description sera faite en se référant aux figures 1 et 2 qui représentent 2 modes de réalisation de l'invention.
    • Etape a)
  • L'effluent issu de l'unité de synthèse Fischer-Tropsch comporte majoritairement des paraffines mais contient aussi des oléfines et des composés oxygénés tels que des alcools. Il contient aussi de l'eau, du CO2, du CO et de l'hydrogène non réagi ainsi que des composés hydrocarbures légers C1 à C4 sous forme de gaz. Lorsque cette étape est mise en oeuvre, l'effluent issu de l'unité de synthèse Fischer-Tropsch est fractionné (par exemple par distillation) en au moins deux fractions : au moins une fraction légère et au moins une fraction lourde à point d'ébullition initial égal à une température comprise entre 120 et 200°C et de préférence entre 130 et 180°C et de manière encore plus préférée à une température d'environ 150°C, en d'autres termes le point de coupe est situé entre 120 et 200°C.
  • La fraction lourde présente généralement des teneurs en paraffines d'au moins 50% poids.
  • Ce fractionnement peut être réalisé par des méthodes bien connues de l'homme du métier telles que le flash, la distillation etc... A titre d'exemple non limitatif, l'effluent issu de l'unité de synthèse Fischer-Tropsch sera soumis à un flash, une décantation pour éliminer l'eau et une distillation afin d'obtenir au moins les 2 fractions décrites ci-dessus.
  • La fraction légère n'est pas traitée selon le procédé de l'invention mais peut par exemple constituer une bonne charge pour la pétrochimie et plus particulièrement pour une unité de vapocraquage. Au moins une fraction lourde précédemment décrite est traitée selon le procédé de l'invention.
    • Etape b)
  • Eventuellement, cette fraction ou une partie au moins de la charge initiale, est admise via la ligne (1) en présence d'hydrogène (amené par la conduite (2)) dans une zone (3) contenant un catalyseur d'hydrotraitement qui a pour objectif de réduire la teneur en composés oléfiniques et insaturés ainsi que d'hydrotraiter les composés oxygénés (alcools) présents dans la fraction lourde décrite ci-dessus.
  • Les catalyseurs utilisés dans cette étape (b) sont des catalyseurs d'hydrotraitement non craquants ou peu craquants comportant au moins un métal du groupe VIII et/ou du groupe VI de la classification périodique des éléments. De préférence le catalyseur comprend au moins un métal du groupe de métaux formé par le nickel, le molybdène, le tungstène, le cobalt, le ruthénium, l'indium, le palladium et le platine et comportant au moins un support.
  • La fonction hydro-déshydrogénante est de préférence assurée par au moins un métal ou composé de métal du groupe VIII tels que le nickel et le cobalt notamment. On peut utiliser une combinaison d'au moins un métal ou composé de métal du groupe VI (notamment le molybdène ou le tungstène) et d'au moins un métal ou composé de métal du groupe VIII (notamment cobalt et le nickel) de la classification périodique des éléments. La concentration en métal du groupe VIII non noble, lorsque celui-ci est utilisé, est de 0,01-15% en poids par rapport au catalyseur fini.
  • Avantageusement, au moins un élément choisi parmi P, B, Si est déposé sur le support.
  • Ce catalyseur pourra contenir avantageusement du phosphore ; en effet, ce 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.
  • Dans un catalyseur préféré, la concentration totale en métaux des groupes VI et VIII, exprimée en oxydes de métaux, est comprise entre 5 et 40% en poids et de préférence entre 7 et 30% en poids et le rapport pondéral exprimé en oxyde de métal (ou de métaux) du groupe VI sur métal (ou métaux) du groupe VIII est compris entre 1.25 et 20 et de préférence entre 2 et 10. Avantageusement, s'il y a du phosphore, la concentration en oxyde de phosphore P2O5 sera inférieure à 15% en poids et de préférence inférieure à 10% en poids.
  • On peut utiliser également un catalyseur contenant du bore et du phosphore avantageusement le bore et le phosphore sont des éléments promoteurs déposés sur le support, et par exemple le catalyseur selon le brevet EP-297,949 . La somme des quantités de bore et de phosphore, exprimées respectivement en poids de trioxyde de bore et pentoxyde de phosphore, par rapport au poids de support, est d'environ 5 à 15% et le rapport atomique bore sur phosphore est d'environ 1:1 à 2:1 et au moins 40% du volume poreux total du catalyseur fini est contenu dans des pores de diamètre moyen supérieur à 13 nanomètres. De façon préférée, la quantité de métal du groupe VI tel que le molybdène ou le tungstène, est telle que le rapport atomique phosphore sur métal du groupe VIB est d'environ 0,5:1 à 1,5:1; les quantités de métal du groupe VIB et de métal du groupe VIII, tel que le nickel ou le cobalt, sont telles que le rapport atomique métal du groupe VIII sur métal du groupe VIB est d'environ 0,3:1 à 0,7:1. Les quantités de métal du groupe VIB exprimées en poids de métal par rapport au poids de catalyseur fini est d'environ 2 à 30% et la quantité de métal du groupe VIII exprimée en poids de métal par rapport au poids de catalyseur fini est d'environ 0,01 à 15%.
  • Les catalyseurs Ni alumine, NiMo sur alumine, NiMo sur alumine dopée avec du bore et du phosphore et NiMo sur silice-alumine sont également préférés. Avantageusement, on choisira de l'alumine éta ou gamma.
  • Un autre catalyseur particulièrement avantageux contient du silicium promoteur déposé sur le support. Un catalyseur intéressant contient BSi ou PSi.
  • Dans le cas de l'emploi de métaux nobles (platine et/ou palladium) de préférence, la teneur en métal est comprise entre 0,05 et 3% poids par rapport au catalyseur fini et de préférence entre 0,1 et 2% poids du catalyseur.
    Ces métaux sont déposés sur un support qui est de préférence une alumine, mais qui peut aussi être de l'oxyde de Bore, de la magnésie, de la zircone, de l'oxyde de titane, une argile ou une combinaison de ces oxydes. Ces catalyseurs peuvent être préparés par toutes les méthodes connues de l'homme de l'art ou bien peuvent être acquis auprès de sociétés spécialisées dans la fabrication et la vente de catalyseurs.
  • Dans le réacteur d'hydrotraitement (3), la charge est mise en contact en présence d'hydrogène et du catalyseur à des températures et des pressions opératoires permettant de réaliser l'hydrodeoxygénation (HDO) des alcools et l'hydrogénation des oléfines présents dans la charge. Les températures réactionnelles utilisées dans le réacteur d'hydrotraitement sont comprises entre 100 et 350, de préférence entre 150 et 300°C, de façon encore plus préférée entre 150 et 275°C et mieux encore entre 175 et 250°C. La gamme de pression totale utilisée varie de 5 à 150 bars, de préférence entre 10 et 100 bars et de manière encore plus préférée entre 10 et 90 bars. L'hydrogène qui alimente le réacteur d'hydrotraitement est introduit à un débit tel que le rapport volumique hydrogène/hydrocarbures soit compris entre 100 à 3000 Nl/l/h, de préférence entre 100 et 2000Ml/l/h et de façon encore plus préférée entre 250 et 1500 Nl/l/h. Le débit de charge est tel que la vitesse volumique horaire est comprises entre 0,1 et 10h-1, de préférence entre 0,2 et 5h-1 et de manière encore plus préférée entre 0,2 et 3h-1. Dans ces conditions, la teneur en molécules insaturées et oxygénées est réduite à moins de 0,5% et à environ moins de 0,1% en général. L'étape d'hydrotraitement est conduite dans des conditions telles que la conversion en produits ayant des points d'ébullition supérieurs ou égaux à 370°C en des produits ayant des points d'ébullition inférieurs à 370°C est limitée à 30% pds, de préférence est inférieure à 20% et de façon encore plus préférée est inférieure à 10%.
    • Etape c)
  • L'effluent (conduite 4) issu du réacteur (3) d'hydrotraitement est éventuellement introduit dans une zone (5) d'enlèvement d'eau qui a pour but d'éliminer au moins en partie l'eau produite lors des réactions d'hydrotraitement. Cette élimination d'eau peut s'effectuer avec ou sans élimination de la fraction gazeuse C4 moins qui est généralement produite lors de l'étape d'hydrotraitement. On entend par élimination de l'eau, l'élimination de l'eau produite par les réactions d'hydrodeoxygénation (HDO) des alcools mais on peut aussi y inclure l'élimination au moins en partie de l'eau de saturation des hydrocarbures. L'élimination de l'eau peut être réalisée par toutes les méthodes et techniques connues de l'homme du métier, par exemple par séchage, passage sur un dessicant, flash, décantation....
    • Etape d)
  • Une partie au moins et de préférence la totalité de la fraction hydrocarbonée (une partie au moins de la charge ou une partie au moins de la fraction lourde de l'étape a) ou une partie au moins de la fraction ou de la charge hydrotraitée et éventuellement séchée) est alors introduite (conduite 6) ainsi qu'éventuellement un flux d'hydrogène (conduite 7) dans la zone (8) contenant ledit premier catalyseur d'hydroisomérisation / hydrocraquage. Une autre éventualité du procédé aussi selon l'invention consiste à envoyer une partie ou la totalité de l'effluent sortant du réacteur d'hydrotraitement (sans séchage) dans le réacteur contenant le catalyseur d'hydroisomérisation / d'hydrocraquage et de préférence en même temps qu'un flux d'hydrogène.
  • Les catalyseurs utilisés dans l'étape d'hydroisomérisation/ hydrocraquage seront décrits plus loin en détail.
  • Avant utilisation dans la réaction, le métal contenu dans le catalyseur doit être réduit. Une des méthodes préférées pour conduire la réduction du métal est le traitement sous hydrogène à une température comprise entre 150°C et 650°C et une pression totale comprise entre 0,1 et 25 Mpa. Par exemple, une réduction consiste en un palier à 150°C de 2 heures puis une montée en température jusqu'à 450°C à la vitesse de 1 °C/min puis un palier de 2 heures à 450°C ; durant toute cette étape de réduction, le débit d'hydrogène est de 1000 litres hydrogène/ litre catalyseur. Notons également que toutes méthode de réduction ex-situ est convenable.
  • Les conditions opératoires dans lesquelles est effectuée cette étape (d) sont :
    • La pression est maintenue entre 2 et 150 bars et de préférence entre 5 et 100 bars et avantageusement de 10 à 90 bars, la vitesse spatiale est comprise entre 0,1 h-1 et 10 h-1 et de préférence entre 0,2 et 7h-1 est avantageusement entre 0,5 et 5,0h-1. Le taux d'hydrogène est compris entre 100 et 2000 Normaux litres d'hydrogène par litre de charge et par heure et préférentiellement entre 150 et 1500 litres d'hydrogène par litre de charge.
  • La température utilisée dans cette étape est comprise entre 200 et 450°C et préférentiellement de 250°C à 450°C avantageusement de 300 à 450°C, et encore plus avantageusement supérieure à 320°C ou par exemple entre 320-420°C.
  • Les deux étapes, hydrotraitement et hydroisomérisation-hydrocraquage, peuvent être réalisées sur les deux types de catalyseurs dans deux ou plusieurs réacteurs différents, ou/et dans un même réacteur.
    • Etape e)
  • L'effluent hydroisomérisé / hydrocraqué en sortie du réacteur (8), étape (d), est envoyé dans un train de distillation (9) qui intègre une distillation atmosphérique et éventuellement une distillation sous vide qui a pour but de séparer les produits de conversion de point d'ébullition inférieur à 340°C et de préférence inférieur à 370°C et incluant notamment ceux formés lors de l'étape (d) dans le réacteur (8), et de séparer la fraction résiduelle dont le point initial d'ébullition est généralement supérieur à au moins 340°C et de préférence supérieur ou égal à au moins 370°C. Parmi les produits de conversion et hydroisomérisés il est séparé, outre les gaz légers C1-C4 (conduite 10) au moins une fraction essence (conduite 11), et au moins une fraction distillat moyen kérosène (conduite 12) et gazole (conduite 13).
    • Etape f)
  • Le procédé selon l'invention utilise une seconde zone (16) contenant un catalyseur d'hydroisomérisation / hydrocraquage (dit second catalyseur). Il passe sur ce catalyseur, en présence d'hydrogène (conduite 15) un effluent choisi parmi une partie du kérosène produit (conduite 12), une partie du gazole (conduite 13) et la fraction résiduelle et de préférence, la fraction résiduelle dont le point initial d'ébullition est généralement supérieur à au moins 370°C.
    Le catalyseur présent dans le réacteur (16) de l'étape (f) du procédé selon l'invention est de la même façon que pour l'étape d), de type acide amorphe et à base d'au moins un métal noble de groupe VIII ; cependant il peut être identique ou différent de celui de l'étape d).
  • Durant cette étape la fraction entrant dans le réacteur (16) subit au contact du catalyseur et en présence d'hydrogène des réactions d'hydroisomérisation et/ou d'hydrocraquage qui vont permettre d'améliorer la qualité des produits formés et plus particulièrement les propriétés à froid du kérosène et du gazole, et d'obtenir des rendements en distillat amélioré par rapport à l'art antérieur.
  • Le choix des conditions opératoires permet d'ajuster finement la qualité des produits (distillats moyens) et en particulier les propriétés à froid.
  • Les conditions opératoires dans lesquelles est effectuée cette étape (f) sont :
    • La pression est maintenue entre 2 et 150 bars et de préférence entre 5 et 100 bars et avantageusement de 10 à 90 bars, la vitesse spatiale est comprise entre 0,1 h-1 et 10 h-1 et de préférence entre 0,2 et 7h-1 est avantageusement entre 0,5 et 5,0h-1. Le taux d'hydrogène est compris entre 100 et 2000 Normaux litres d'hydrogène par litre de charge et par heure et préférentiellement entre 150 et 1500 litres d'hydrogène par litre de charge.
  • La température utilisée dans cette étape est comprise entre 200 et 450°C et préférentiellement de 250°C à 450°C avantageusement de 300 à 450°C, et encore plus avantageusement supérieure à 320°C ou par exemple entre 320-420°C.
  • L'exploitant ajustera les conditions opératoires sur le premier et second catalyseur d'hydrocraquage/hydroisomérisation de façon à obtenir les qualités de produits et les rendements souhaités.
  • Ainsi, de façon générale, sur le premier catalyseur, la conversion par passe en produits à points d'ébullition supérieurs ou égaux à 150°C en des produits à points d'ébullition inférieurs à 150°C est inférieure à 50%pds, de préférence inférieure à 30% pds. Ces conditions permettent au particulier d'ajuster le rapport kérosène/gazole produits ainsi que les produits à froid des distillats moyens, et plus particulièrement du kérosène.
  • Egalement de façon générale, sur le second catalyseur, lorsque la fraction résiduelle est traitée, la conversion par passe en produits à points d'ébullition supérieurs ou égaux à 370°C en produits à points d'ébullition inférieurs à 370°C, est supérieure à 40% pds, de préférence supérieure à 50% pds, ou mieux à 60% pds. Il peut même s'avérer avantageux d'avoir des conversions d'au moins 80% pds.
  • Lorsque une partie du kérosène et/ou du gazole est traitée sur le second catalyseur, la conversion par passe en produits à points d'ébullition supérieurs ou égaux à 150°C en des produits à points d'ébullition inférieurs à 150°C est inférieure à 50% pds, de préférence inférieure à 30% pds.
  • De façon générale les conditions opérations appliquées dans les réacteurs (8) et (16) peuvent être différentes ou identiques. De façon préférée les conditions opératoires utilisées dans les 2 réacteurs d'hydroisomérisation / hydrocraquage sont choisies différentes en termes de pression opératoire, température, temps de contact (wh) et rapport H2/charge. Ce mode de réalisation permet à l'exploitant d'ajuster les qualités et/ou rendements en kérosène et gazole.
  • L'effluent issu du réacteur (16) est ensuite envoyé via la ligne (17) dans le train distillation de manière à séparer les produits de conversion, essence, kérosène et gazole.
  • Sur la figure 1, il est représenté un mode de réalisation avec la fraction résiduelle (conduite 14) passant dans la zone (16) d'hydroisomérisation / hydrocraquage (étape f), l'effluent obtenu étant envoyé (conduite 17) dans la zone (9) de séparation.
  • Avantageusement, dans le même temps le kérosène et/ou le gazole peut être en partie recyclé (conduite 18) dans la zone (8) d'hydroisomérisation / hydrocraquage (étape d) sur le premier catalyseur.
  • Sur la figure 2, une partie du kérosène et/ou du gazole produits passent dans la zone (16) d'hydroisomérisation / hydrocraquage (étape f), l'effluent obtenu étant envoyé (conduite 17) dans la zone (9) de séparation.
  • Dans le même temps, la fraction résiduelle (conduite 14) est recyclée dans la zone (8) d'hydroisomérisation / hydrocraquage (étape d) sur le premier catalyseur.
  • On a pu constater qu'il est avantageux de recycler une partie du kérosène sur un catalyseur d'hydrocraquage / hydroisomérisation pour améliorer ses propriétés à froid.
  • Sur les figures, on a représenté seulement le recyclage du kérosène. Il va sans dire qu'on peut aussi bien recycler une partie du gazole (séparément ou avec le kérosène) et de préférence sur le même catalyseur que le kérosène.
  • L'invention n'est pas limitée à ces 2 modes de réalisation.
    • Les produits obtenus
  • Le(s) gazole(s) obtenu présente un point d'écoulement d'au plus 0°C, généralement inférieur à -10°C et souvent inférieur à -15°C. L'indice de cétane est supérieur à 60, généralement supérieur à 65, souvent supérieur à 70.
  • Le(s) kérosène(s) obtenu(s) présente un point de congélation d'au plus -35°C, généralement inférieur à -40°C. Le point de fumée est supérieur à 25 mm, généralement supérieur à 30 mm. Dans ce procédé, la production d'essence (non recherchée) est la plus faible possible. Le rendement en essence sera toujours inférieur à 50% pds, de préférence inférieur à 40% pds; avantageusement inférieur à 30% pds ou encore 20% pds ou même de 15% pds.
  • L'invention concerne également une installation pour la production de distillats moyens comportant :
    • éventuellement au moins une zone d'hydrotraitement (3) d'un effluent paraffinique provenant d'une unité de synthèse Fischer-Tropsch,
    • au moins une zone (8) contenant un premier catalyseur d'hydroisomérisation / hydrocraquage, munie d'une conduite (6) pour l'entrée d'une partie au moins de l'effluent éventuellement hydrotraité,
    • au moins une colonne à distiller (9) munie des conduites (12, 13) pour la sortie des distillats moyens et (14) pour la sortie d'une fraction résiduelle bouillant au-dessus des distillats moyens,
    • au moins une zone (16) contenant un second catalyseur
    • d'hydroisomérisation / hydrocraquage, munie d'une conduite pour l'entrée de ladite fraction résiduelle et/ou d'une partie des distillats moyens, et d'une conduite (17) pour envoyer l'effluent obtenu dans la colonne (9).
  • Dans un mode de réalisation avantageux, l'installation comporte une conduite (14) pour envoyer ladite fraction résiduelle dans la zone (16) contenant le second catalyseur, et une conduite (18) pour recycler une partie du kérosène et/ou du gazole produit dans la zone (8) contenant le premier catalyseur.
  • Dans un autre mode de réalisation avantageux, l'installation comporte une conduite (12, 13) pour amener une partie du kérosène et/ou du gazole produit dans la zone (16) contenant le second catalyseur, et une conduite (14) pour recycler ladite fraction résiduelle dans la zone (8) contenant le premier catalyseur.
    • Les catalyseurs d'hydrocraquage / hydroisomérisation
  • La majorité des catalyseurs utilisés actuellement en hydroisomérisation / hydrocraquage sont de type bifonctionnels associant une fonction acide à une fonction hydrogénante. La fonction acide est apportée par des supports de grandes surfaces (150 à 800 m2.g-1 généralement) présentant une acidité superficielle, telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées notamment), les alumines phosphorées, les combinaisons d'oxydes de bore et d'aluminium, les silices-alumines. La fonction hydrogénante est apportée soit par un ou plusieurs métaux du groupe VIII de la classification périodique des éléments, tels que fer, cobalt, nickel, ruthénium, rhodium, palladium, osmium, iridium et platine, soit par une association d'au moins un métal du groupe VI tels que chrome, molybdène et tungstène et au moins un métal du groupe VIII.
  • L'équilibre entre les deux fonctions acide et hydrogénante est le paramètre fondamental qui régit l'activité et la sélectivité du catalyseur. Une fonction acide faible et une fonction hydrogénante forte donnent des catalyseurs peu actifs et sélectifs'envers l'isomérisation alors qu'une fonction acide forte et une fonction hydrogénante faible donnent des catalyseurs très actifs et sélectifs envers le craquage. Une troisième possibilité est d'utiliser une fonction acide forte et une fonction hydrogénante forte afin d'obtenir un catalyseur très actif mais également très sélectif envers l'isomérisation. Il est donc possible, en choisissant judicieusement chacune des fonctions d'ajuster le couple activité/sélectivité du catalyseur.
    Plus précisément, les catalyseurs d'hydroisomérisation-hydrocraquage sont des catalyseurs bifonctionnels comportant un support acide amorphe (de préférence une silice-alumine) et une fonction métallique hydro-déshydrogénante assurée par au moins un métal noble.
  • Le support est dit amorphe, c'est-à-dire dépourvu de tamis moléculaire, et en particulier de zéolithe, ainsi que le catalyseur. Le support acide amorphe est avantageusement une silice-alumine mais d'autres supports sont utilisables. Lorsque il s'agit d'une silice-alumine, le catalyseur, de préférence, ne contient pas d'halogène ajouté, autre que celui qui pourrait être introduit pour l'imprégnation du métal noble par exemple. De façon plus générale et de préférence, le catalyseur ne contient pas d'halogène ajouté, par exemple fluor. De façon générale et de préférence le support n'a pas subi d'imprégnation par un composé de silicium.
  • Plusieurs catalyseurs préférés sont décrits ci-après pour être utilisés dans les étapes d'hydrocraquage / hydroisomérisation du procédé selon l'invention.
  • Dans un premier mode de réalisation préféré de l'invention, il est utilisé un catalyseur comprenant une silice-alumine particulière qui permet d'obtenir des catalyseurs très actifs mais aussi très sélectifs dans l'isomérisation d'effluents issus des unités de synthèse Fischer-Tropsch.
  • Plus précisément, le catalyseur préféré comprend (et de préférence est essentiellement constitué de) 0,05-10 % en poids d'au moins un métal noble du groupe VIII déposé sur un support amorphe de silice-alumine (qui de préférence contient entre 5 et 70 % en poids de silice) qui présente une surface spécifique BET de 100-500m2/g et le catalyseur présente :
    • un diamètre moyen des mésopores compris entre 1-12 nm,
    • un volume poreux des pores dont le diamètre est compris entre le diamètre moyen tel que défini précédemment diminué de 3 nm et le diamètre moyen tel que défini précédemment augmenté de 3 nm est supérieur à 40 % du volume poreux total,
    • une dispersion du métal noble comprise entre 20-100 %,
    • un coefficient de répartition du métal noble supérieur à 0,1.
  • Les caractéristiques du catalyseur sont plus en détail :
    • Le support préféré utilisé pour l'élaboration du catalyseur est composé de silice SiO2 et d'alumine Al2O3. La teneur en silice du support, exprimée en pourcentage poids, est généralement comprise entre 1 et 95 %, avantageusement voire entre 5 et 95 % et de manière préférée entre 10 et 80 % et de manière encore plus préférée entre 20 et 70 % et entre 22 et 45 %. Cette teneur en silice est parfaitement mesurée à l'aide de la fluorescence X.
  • Pour ce type particulier de réaction, la fonction métallique est apportée par un métal noble du groupe VIII de la classification périodique des éléments et plus particulièrement le platine et/ou du palladium.
  • La teneur en métal noble, exprimée en % poids de métal par rapport au catalyseur, est comprise entre 0,05 à 10 et plus préférentiellement comprise entre 0,1 et 5.
  • La dispersion, représentant la fraction de métal accessible au réactif par rapport à la quantité totale de métal du catalyseur, peut être mesurée, par exemple, par titrage H2/O2. Le métal est préalablement réduit c'est-à-dire qu'il subit un traitement sous flux d'hydrogène à haute température dans des conditions telles que tous les atomes de platine accessibles à l'hydrogène soient transformés sous forme métallique. Ensuite, un flux d'oxygène est envoyé dans des conditions opératoires adéquates pour que tous les atomes de platine réduit accessibles à l'oxygène soit oxydés sous forme PtO2. En calculant la différence entre la quantité d'oxygène introduit et la quantité d'oxygène sortante, on accède à la quantité d'oxygène consommée ; ainsi, on peut alors déduire de cette dernière valeur la quantité de platine accessible à l'oxygène. La dispersion est alors égale au rapport quantité de platine accessible à l'oxygène sur quantité totale de platine du catalyseur. Dans notre cas, la dispersion est comprise entre 20 % et 100 % et de préférence entre 30 % et 100 %.
  • La répartition du métal noble représente la distribution du métal à l'intérieur du grain de catalyseur, le métal pouvant être bien ou mal dispersé. Ainsi, il est possible d'obtenir le platine mal réparti (par exemple détecté dans une couronne dont l'épaisseur est nettement inférieure au rayon du grain) mais bien dispersé c'est-à-dire que tous les atomes de platine, situés en couronne, seront accessibles aux réactifs. Dans notre cas, la répartition du platine est bonne c'est-à-dire que le profil du platine, mesuré d'après la méthode de la microsonde de Castaing, présente un coefficient de répartition supérieur à 0,1 et de préférence supérieur à 0,2.
  • La surface BET du support est comprise entre 100 m2/g et 500 m2/g et de préférence comprise entre 250 m2/g et 450m2/g et pour les supports à base de silice-alumine, de manière encore plus préférée entre 310 m2/g et 450 m2/g.
  • Pour les catalyseurs préférés à base de silice-alumine le diamètre moyen des pores du catalyseur est mesuré à partir du profil de répartition poreuse obtenu à l'aide d'un porosimètre au mercure. Le diamètre moyen des pores est défini comme étant le diamètre correspondant à l'annulation de la courbe dérivée obtenue à partir de la courbe de porosité au mercure. Le diamètre moyen des pores, ainsi défini, est compris entre 1 nm (1x10-9 mètres) et 12 nm (12x10-9 mètres) et de préférence compris entre 1 nm (1x10-9 mètres) et 11 nm (11x10-9 mètres) et de manière encore plus préférée entre 3 nm (4x10-9 mètres) et 10,5 nm (10,5x10-9 mètres).
  • Le catalyseur préféré a une répartition poreuse telle que le volume poreux des pores dont le diamètre est compris entre le diamètre moyen tel que défini précédemment diminué de 3 nm et le diamètre moyen tel que défini précédemment augmenté de 3 nm (soit le diamètre moyen ± 3 nm) est supérieur à 40 % du volume poreux total et de manière préférée compris entre 50 % et 90 % du volume poreux total et plus avantageusement encore entre 50 % et 70 % du volume poreux total.
  • Pour le catalyseur préféré à base de silice-alumine il est généralement inférieur à 1,0 ml/g et de préférence compris entre 0,3 et 0,9 ml/g et encore plus avantageusement inférieur à 0,85 ml/g.
  • La préparation et la mise en forme du support, et en particulier de la silice-alumine (notamment utilisée dans le mode de réalisation préféré) est faite par des méthodes usuelles bien connues de l'homme de l'art. De façon avantageuse, préalablement à l'imprégnation du métal, le support pourra subir une calcination comme par exemple un traitement thermique à 300-750°C (600°C préféré) pendant 0,25-10 heures (2 heures préféré) sous 0-30 % volume de vapeur d'eau (pour la silice alumine 7,5 % préféré).
  • Le sel de métal noble est introduit par une des méthodes usuelles utilisées pour déposer le métal (de préférence du platine et/ou le palladium, la platine étant encore préféré) à la surface d'un support. Une des méthodes préférées est l'imprégnation à sec qui consiste en l'introduction du sel de métal dans un volume de solution qui est égal au volume poreux de la masse de catalyseur à imprégner. Avant l'opération de réduction, le catalyseur pourra subir une calcination comme par exemple un traitement sous air sec à 300-750°C (520°C préféré) pendant 0,25-10 heures (2 heures préféré).
  • Dans un deuxième mode de réalisation préféré selon l'invention, le catalyseur bifonctionnel comporte au moins un métal noble déposé sur un support acide amorphe, la dispersion en métal noble étant inférieure à 20%.
  • De préférence, la fraction des particules de métal noble ayant une taille inférieure à 2 nm représente au plus 2% pds du métal noble déposé sur le catalyseur.
  • Avantageusement, au moins 70% (de préférence au moins 80%,et mieux au moins 90%), des particules de métal noble présentent une taille supérieure à 4 nm (% nombre).
  • Le support est amorphe, il ne contient pas de tamis moléculaire ; le catalyseur ne contient pas non plus de tamis moléculaire.
    Le support acide amorphe est généralement choisi dans le groupe formé par une silice-alumine, une alumine halogénée (fluorée de préférence), une alumine dopée au silicium (silicium déposé), un mélange alumine oxyde de titane, une zircone sulfatée, une zircone dopée au tungstène, et leurs mélanges entre eux ou avec au moins une matrice amorphe choisie dans le groupe formé par l'alumine, l'oxyde de titane, la silice, l'oxyde de bore, la magnésie, la zircone, l'argile par exemple. De préférence, le support est constitué d'une silice alumine amorphe.
  • Un catalyseur préféré comprend (de préférence est essentiellement constitué de) 0,05 à 10% en poids d'au moins un métal noble du groupe VIII déposé sur un support amorphe de silice-alumine.
  • Les caractéristiques du catalyseur sont plus en détails :
    • Le support préféré utilisé pour l'élaboration du catalyseur est composé de silice SiO2 et d'alumine Al2O3 dès la synthèse. La teneur en silice du support, exprimée en pourcentage poids, est généralement comprise entre 1 et 95%, avantageusement entre 5 et 95% et de manière préférée entre 10 et 80% et de manière encore plus préférée entre 20 et 70% voire entre 22 et 45%. Cette teneur est parfaitement mesurée à l'aide de la-fluorescence X.
  • Pour ce type particulier de réaction, la fonction métallique est apportée par au moins un métal noble du groupe VIII de la classification périodique des éléments et plus particulièrement le platine et/ou le palladium.
  • La teneur en métal noble, exprimée en % poids de métal par rapport au catalyseur, est comprise entre 0,05 à 10 et plus préférentiellement comprise entre 0,1 et 5.
  • La dispersion (mesurée de la même façon que précédemment) est inférieure à 20%, elles est généralement supérieure à 1 % ou mieux à 5%.
  • Afin de déterminer la taille et la répartition des particules de métal nous avons utilisé la Microscopie Electronique à Transmission. Après préparation, l'échantillon de catalyseur est finement broyé dans un mortier en agate puis il est dispersé dans de l'éthanol par ultrasons. Des prélèvements à différents endroits permettant d'assurer une bonne représentativité en taille sont réalisés et déposés sur une grille en cuivre recouverte d'un film de carbone mince. Les grilles sont ensuite séchées à l'air sous lampe infra-rouge avant d'être introduites dans le microscope pour l'observation. Afin d'estimer la taille moyenne des particules de métal noble, plusieurs centaines de mesures sont effectuées à partir de plusieurs dizaines de clichés. L'ensemble de ces mesures permet de réaliser un histogramme de répartition de la taille des particules. Ainsi, nous pouvons estimer précisément la proportion de particules correspondant à chaque domaine de taille des particules.
  • La répartition du platine est bonne c'est-à-dire que le profil du platine, mesuré d'après la méthode de la microsonde de Castaing, présente un coefficient de répartition supérieur à 0,1 avantageusement supérieur à 0,2 et de préférence supérieure à 0,5.
  • La surface BET du support est généralement comprise entre 100m2/g et 500m2/g et de préférence comprise entre 250 m2/g et 450 m2/g et pour les supports à base de silice alumine, de manière encore plus préférée entre 310 m2/g.
  • Pour les supports à base de silice alumine, il est généralement inférieur à 1,2 ml/g et de préférence compris entre 0,3 et 1,1 ml/g et encore plus avantageusement inférieur à 1,05 ml/g.
  • La préparation et la mise en forme de la silice-alumine et de tout support en général est faite par des méthodes usuelles bien connues de l'homme de l'art. De façon avantageuse, préalablement à l'imprégnation du métal, le support pourra subir une calcination comme par exemple un traitement thermique à 300-750°C (600°C préféré) pendant une durée comprise entre 0,25 et 10 heures (2 heures préféré) sous 0-30% volume de vapeur d'eau (environ 7,5% préféré pour une silice-alumine).
  • Le sel de métal est introduit par une des méthodes usuelles utilisées pour déposer le métal (de préférence du platine) à la surface d'un support. Une des méthodes préférées est l'imprégnation à sec qui consiste en l'introduction du sel de métal dans un volume de solution qui est égal au volume poreux de la masse de catalyseur à imprégner. Avant l'opération de réduction et pour obtenir la répartition en taille des particules métalliques, le catalyseur subit une calcination sous air humidifié à 300-750°C (550°C préféré) pendant 0,25-10 heures (2 heures préféré). La pression partielle d'H2O lors de la calcination est par exemple 0,05 bar à 0,50 bar (0,15 bar préférée). D'autres méthodes de traitement connues permettant d'obtenir la dispersion inférieure à 20% conviennent dans le cadre de l'invention.
  • Un autre catalyseur préféré pour l'invention comporte au moins un élément hydro-déshydrogénant (de préférence déposé sur le support) et un support comprenant (ou de préférence constitué par) au moins une silice-alumine, ladite silice-alumine possédant les caractéristiques suivantes :
    • une teneur pondérale en silice SiO2 comprise entre 10 et 60% de préférence entre 20 et 60% et de manière encore plus préférée entre 20 et 50% poids ou 30-50% poids.
    • une teneur en Na inférieure à 300 ppm poids et de préférence inférieure à 200 ppm poids,
    • un volume poreux total compris entre 0.5 et 1.2 ml/g mesuré par porosimétrie au mercure,
    • la porosité de ladite silice-alumine étant la suivante :
      1. i/ Le volume des mésopores dont le diamètre est compris entre 40Å et 150Å, et dont le diamètre moyen varie entre 80 et 120 Å représente entre 30 et 80% du volume poreux total précédemment défini et de préférence entre 40 et 70%.
      2. ii/ Le volume des macropores, dont le diamètre est supérieur à 500 Å, et de préférence compris entre 1000 Å et 10000 Å représente entre 20 et 80% du volume poreux total et de préférence entre 30 et 60% du volume poreux total et de manière encore plus préférée le volume des macropores représente au moins 35% du volume poreux total.
    • une surface spécifique supérieure à 200 m2/g et de préférence supérieure à 250 m2/g.
  • Les mesures suivantes ont également été effectuées sur la silice-alumine :
    • Les diffractogrammes des silice-alumines de l'invention, obtenus par diffraction aux rayons X, correspondent à un mélange de la silice et de l'alumine avec une certaine évolution entre l'alumine gamma et la silice en fonction de la teneur en SiO2 des échantillons. Dans ces silice-alumines on observe une alumine moins bien cristallisée par rapport à l'alumine seule.
    • Les spectres du RMN de 27Al des silice-alumines montrent deux massifs de pics distincts. Chaque massif peut être décomposé en au moins deux espèces. Nous observons une large domination des espèces dont le maximum résonne vers 10 ppm et qui s'étend entre 10 et 60 ppm. La position du maximum suggère que ces espèces sont essentiellement de type AlVI (octaédrique). Sur tous les spectres nous observons un deuxième de type d'espèce qui résonne vers 80-110 ppm. Ces espèces correspondraient aux atomes d'AIIV (tétraédrique). Pour des teneurs en silice de la présente invention (entre 10 et 60%), les proportions des AlIV tétraédriques sont proches et s'établissent autour de 20 à 40%, et de manière préférée entre 24 et 31 %.
    • L'environnement du silicium des silice-alumines étudié par la RMN de 29Si montrent les déplacements chimiques des différentes d'espèces de silicium telles que Q4 (-105ppm à - 120 ppm), Q3 (-90ppm à -102 ppm) et Q2 (-75ppm à - 93 ppm). Les sites avec un déplacement chimique à -102 ppm peuvent être des sites de type Q3 ou Q4, nous les appelons dans ce travail sites Q3-4. Les silice-alumines de l'invention sont composées de silicium de types Q2, Q3, Q3-4 et Q4. De nombreuses espèces seraient de type Q2, approximativement de l'ordre de 30 à 50 %. La proportion des espèces Q3 est également importante, approximativement de l'ordre de 10 à 30 %. Les définitions des sites sont les suivantes :
      • sites Q4 : Si lié à 4Si(ou Al)
      • sites Q3 : Si lié à 3 Si(ou Al) et 1 OH
      • sites Q2 : Si lié à 2 Si(ou Al) et 2 OH;
    • L'homogénéité des supports a été évaluée par Microscopie Electronique à Transmission. Nous cherchons par cette méthode à vérifier l'homogénéité de la répartition de Si et Al à l'échelle nanométrique. Les analyses sont réalisées sur des coupes ultra-fines des supports, par des sondes de taille différente, 50nm ou 15nm. Pour chaque solide étudié, 32 spectres sont enregistrés, dont 16 avec sonde de 50nm et 16 avec sonde à 15nm. Pour chaque spectre, des rapports atomiques Si/Al sont ensuite calculés, avec les moyennes des rapports, le rapport minimum, le rapport maximum et l'écart type de la série. La moyenne des rapports Si/Al mesurée par Microscopie Electronique à Transmission pour les différentes silice-alumines sont proches du rapport Si/Al obtenu par Fluorescence X. L'évaluation du critère homogénéité se fait sur la valeur de l'écart type.
      Suivant ces critères, un grand nombre de silice-alumines de la présente invention peuvent être considérées comme hétérogènes car elles présentent des rapports atomiques Si/Al avec des écarts types de l'ordre de 30-40%.
  • Le support peut être constitué de silice-alumine pure ou résulte du mélange avec ladite silice-alumine d'un liant tel que la silice (SiO2), l'alumine (Al2O3), les argiles, l'oxyde de titane (TiO2), l'oxyde de bore (B2O3) et la zircone (ZrO2) et tout mélange des liants précédemment cités. Les liants préférés sont la silice et l'alumine et de manière encore plus préférée l'alumine sous toutes ces formes connues de l'homme du métier, par exemple l'alumine gamma. La teneur pondérale en liant dans le support du catalyseur est comprise entre 0 et 40%, plus particulièrement entre 1 et 40% et de manière encore plus préférée entre 5% et 20%. Il en résulte que la teneur pondérale en silice-alumine est de 60 - 100 %. Cependant, les catalyseurs selon l'invention dont le support est constitué uniquement de silice-alumine sans aucun liant sont préférés.
  • Le support peut être préparé par mise en forme de la silice-alumine en présence ou en absence de liant par toute technique connue de l'homme du métier. La mise en forme peut être réalisée par exemple par extrusion, par pastillage, par la méthode de la coagulation en goutte (oil-drop), par granulation au plateau tournant ou par toute autre méthode bien connue de l'homme du métier. Au moins une calcination peut être effectuée après l'une quelconque des étapes de la préparation, elle est habituellement effectuée sous air à une température d'au moins 150°C, de préférence au moins 300°C.
  • Enfin, dans un quatrième mode de réalisation préféré de l'invention, le catalyseur est un catalyseur bifonctionnel dans lequel un métal noble est supporté par un support essentiellement constitué d'un gel de silice-alumine amorphe et micro/mésoporeux avec une taille des pores contrôlée, présentant une surface d'au moins 500 m2/g et un rapport molaire SiO2/Al2O3 compris entre 30/1 et 500/1, de préférence entre 40/1 et 150/1.
  • Le métal noble supporté sur le support peut être choisi parmi les métaux des groupes 8, 9 et 10 de la classification périodique, en particulier Co, Ni, Pd et Pt. Le palladium et le platine sont utilisés de préférence. La proportion de métaux nobles est normalement comprise entre 0,05 et 5,0 % en poids par rapport au poids du support. Des résultats particulièrement avantageux ont été obtenus en utilisant du palladium et du platine dans des proportions comprises entre 0,2 et 1,0 % en poids.
  • Ledit support est généralement obtenu à partir d'un mélange d'hydroxyde d'ammonium tétra-alkylé, d'un composé d'aluminium qui peut être hydrolysé en Al2O3 d'un composé de silicium qui peut être hydrolyse en SiO2 et d'une quantité suffisante d'eau pour dissoudre et hydrolyser ces composés, ledit hydroxyde d'ammonium tétra-alkylé comportant 2 à 6 atomes de carbone dans chaque résidu d'alkyle, ledit composé d'aluminium hydrolysable étant de préférence un trialkoxyde d'aluminium comportant 2 à 4 atomes de carbone dans chaque résidu d'alkoxyde et ledit composé de silicium hydrolysable étant un tétra-alkylorthosilicate comportant 1 à 5 atomes de carbone pour chaque résidu d'alkyle.
  • Il existe diverses méthodes permettant d'obtenir différents supports présentant les caractéristiques mentionnées ci-dessus, par exemple selon les descriptions présentées dans les demandes de brevets européens EP-A 340.868 , EP-A 659.478 et EP-A 812.804 . En particulier, une solution aqueuse des composés mentionnés ci-avant est hydrolysée et gélifiée en la chauffant, soit en atmosphère confinée pour la porter au point d'ébullition ou à une valeur supérieure, soit à l'air libre, au-dessous de cette température. Le gel ainsi obtenu est ensuite séché et calciné.
  • L'hydroxyde d'ammonium tétra-alkylé qui peut être utilisé dans le cadre de la présente invention est par exemple choisi parmi les hydroxydes de tétraéthylammonium, de propylammonium, d'isopropylammonium, de butylammonium, d'isobutyl-ammonium, de terbutylammonium et de pentylammonium, et de préférence parmi les hydroxydes de tétrapropylammonium, de tétra-isopropylammonium et de tétrabutyl-ammonium. Le trialkoxyde d'aluminium est par exemple choisi parmi le triéthoxyde, le propoxyde, l'isopropoxyde, le butoxyde, l'isobutoxyde et le terbutoxyde d'aluminium, de préférence parmi le tripropoxyde et le tri-isopropoxyde d'aluminium. L'orthosilicate tétra-alkylé est choisi par exemple parmi le tétraméthyl-, le tétraéthyl-, le propyl-, l'isopropyl-, le butyl-, l'isobutyl-, le terbutyl- et le pentyl-orthosilicate, le tétraéthyl-orthosilicate étant utilisé de préférence.
  • Selon une procédure typique pour la préparation du support une solution aqueuse contenant l'hydroxyde d'ammonium tétra-alkylé et le trialkoxyde d'aluminium est préparée dans un premier temps à une température suffisante pour garantir une dissolution effective du composé d'aluminium. L'orthosilicate tétra-alkylé est ajouté à ladite solution aqueuse. Ce mélange est porté à une température appropriée pour l'activation de la réaction d'hydrolyse. Cette température dépend de la composition du mélange réactionnel (généralement de 70 à 100°C). La réaction d'hydrolyse est exothermique, ce qui garantit une réaction auto-entretenue après activation. De plus, les proportions des constituants du mélange sont telles qu'elles respectent les rapports molaires suivants : SiO2/Al2O3 de 30/1 à 500/1, hydroxyde d'ammonium tétra-alkylé/SiO2 de 0,05/1 à 0,2/1, et H2O/SiO2 de 5/1 à 40/1. Les valeurs préférées pour ces rapports molaires sont les suivantes : SiO2/Al2O3 de 40/1 à 150/1, hydroxyde d'ammonium tétra-alkylé/SiO2 de 0,05/1 à 0,2/1, et H2O/SiO2 de 10/1 à 25/1.
  • L'hydrolyse des réactifs et leur gélification sont effectuées à une température égale ou supérieure au point d'ébullition, à la pression atmosphérique, de tout alcool développé sous la forme de sous-produit de ladite réaction d'hydrolyse, sans élimination ou élimination significative de ces alcools du milieu réactionnel. La température d'hydrolyse et de gélification est de ce fait critique et elle est maintenue de manière appropriée à des valeurs supérieures à environ 65°C, de l'ordre d'environ 110°C. De plus, afin de maintenir le développement de l'alcool dans le milieu réactionnel, il est possible d'opérer dans un autoclave à la pression autogène du système à la température présélectionnée (normalement de l'ordre de 0,11-0,15 MPa abs.), ou à la pression atmosphérique dans un réacteur équipé d'un condenseur à reflux.
  • Selon un mode de réalisation particulier du procédé, l'hydrolyse et la gélification sont effectuées en présence d'une quantité d'alcool supérieure à celle développée sous forme de sous-produit. A cet effet, un alcool libre, de préférence de l'éthanol, est ajouté au mélange réactionnel dans une proportion pouvant aller jusqu'à un rapport molaire maximum alcool ajouté/SiO2 de 8/1.
  • Le temps requis pour mener à bien l'hydrolyse et la gélification dans les conditions indiquées ci-avant est normalement compris entre 10 minutes et 3 heures, de préférence entre 1 et 2 heures.
  • On a en outre découvert qu'il pouvait être utile de soumettre le gel ainsi obtenu à un vieillissement en maintenant le mélange réactionnel en présence d'alcool et dans des conditions de température environnementales pendant une durée de l'ordre de 1 à 24 heures.
  • L'alcool est finalement extrait du gel qui est ensuite séché, de préférence sous une pression réduite (de 3 à 6 kPa par exemple), à une température de 110°C. Le gel séché est ensuite soumis à un processus de calcination sous atmosphère oxydante (normalement dans de l'air), à une température comprise entre 500 et 700°C pendant 4 à 20 heures, de préférence à 500-600°C pendant 6 à 10 heures.
  • Le gel de silice et d'alumine ainsi obtenu présente une composition qui correspond à celle des réactifs utilisés, si l'on considère que les rendements réactionnels sont pratiquement complets. Le rapport molaire SiO2/Al2O3 est de ce fait compris entre 30/1 et 500/1, de préférence entre 40/1 et 150/1, les valeurs préférentielles étant de l'ordre de 100/1. Ce gel est amorphe, lorsqu'il est soumis à une analyse par diffraction X de poudres, il présente une surface d'au moins 500 m2/g, généralement comprise entre 600 et 850 m2/g, et un volume de pores de 0,4 à 0,8 cm3/g.
  • Un métal choisi parmi les métaux nobles des groupes 8, 9 ou 10 de la classification périodique est supporté sur le gel silice-alumine amorphe micro/mésoporeux obtenu comme décrit ci-avant. Comme indiqué plus haut, ce métal est de préférence choisi parmi le platine ou le palladium, le platine étant utilisé de préférence.
  • La proportion de métal noble, notamment le platine, au sein du catalyseur ainsi supporté est comprise entre 0,4 et 0,8 %, de préférence entre 0,6 et 0,8 % en poids par rapport au poids du support.
  • Il est avantageux de répartir le métal de manière uniforme sur la surface poreuse du support afin de maximiser la surface catalytique effectivement active. Différentes méthodes peuvent être mises en oeuvre à cet effet, telles que celles décrites, par exemple, dans la demande de brevet européen EP-A 582.347 dont le contenu est mentionné ici à titre de référence. En particulier, selon la technique d'imprégnation, le support poreux présentant les caractéristiques du support acide (a) décrit ci-dessus est mis en contact avec une solution aqueuse ou d'alcool d'un composé du métal souhaité pendant une durée suffisante pour permettre une répartition homogène du métal dans le solide. Cette opération nécessite normalement quelques minutes à plusieurs heures, de préférence sous agitation. H2PtF6, H2PtCl6, [Pt(NH3)4]Cl2, [Pt(NH3)4](OH)2 constituent par exemple des sels solubles appropriés à cet effet, ainsi que les sels analogues de palladium ; des mélanges de sels de différents métaux sont également utilisés dans le cadre de l'invention. Il est avantageux d'utiliser la quantité minimale de liquide aqueux (habituellement de l'eau ou un mélange aqueux avec un second liquide inerte ou avec un acide dans une proportion inférieure à 50 % en poids) nécessaire pour dissoudre le sel et d'imprégner uniformément ledit support, de préférence avec un rapport solution/support compris entre 1 et 3. La quantité de métal mise en oeuvre est choisie en fonction de la concentration souhaitée dans le catalyseur, la totalité du métal étant fixée sur le support.
  • A l'issue de l'imprégnation, la solution est évaporée et le solide obtenu est séché et calciné sous atmosphère inerte ou réductrice, dans des conditions de température et de temps analogues à celles précédemment décrites pour la calcination du support.
  • Une autre méthode d'imprégnation s'effectue au moyen d'un échange d'ions. A cet effet, le support constitué de gel silice-alumine amorphe est mis en contact avec une solution aqueuse d'un sel du métal utilisé, comme dans le cas précédent, mais le dépôt s'effectue par échange d'ions, dans des conditions rendues basiques (pH compris entre 8,5 et 11) par l'ajout d'une quantité suffisante d'un composé alcalin, généralement un hydroxyde d'ammonium. Le solide en suspension est ensuite séparé du liquide par filtration ou décantation, puis séché et calciné comme décrit ci-avant.
  • Selon une autre méthode encore, le sel du métal de transition peut être inclus dans le gel silice-alumine au cours de la phase de préparation, par exemple avant hydrolyse pour la formation du gel humide, ou avant sa calcination. Bien que cette dernière méthode soit avantageusement plus facile à mettre en oeuvre, le catalyseur ainsi obtenu est légèrement moins actif et sélectif que celui obtenu avec les deux méthodes précédentes.
  • Le catalyseur supporté décrit ci-dessus peut être utilisé tel quel au cours de l'étape d'hydrocraquage du procédé selon la présente invention, après activation selon l'une des méthodes connues et/ou décrites ci-dessous. Toutefois, selon un mode de réalisation préféré, ledit catalyseur supporté est renforcé par l'adjonction avec mélange d'une quantité appropriée d'un solide minéral inerte capable d'améliorer ses propriétés mécaniques. En fait, le catalyseur est utilisé de préférence sous forme granulaire plutôt que sous forme de poudre avec une distribution des particules relativement serrée. De plus, il est avantageux que le catalyseur présente une résistance mécanique à la compression et aux chocs suffisante pour prévenir un écrasement progressif au cours de l'étape d'hydrocraquage.
  • On connaît également des méthodes d'extrusion et mise en forme qui utilisent un additif inerte approprié (ou liant) capable d'apporter les propriétés mentionnées ci-dessus, par exemple, selon les méthodes décrites dans les demandes de brevets européens EP-A 550.922 et EP-A 665.055 , cette dernière étant mise en oeuvre de préférence, leur contenu étant mentionné ici à titre de référence.
  • Une méthode typique de préparation du catalyseur sous forme extrudée ( EP-A 665.055 ) comporte les étapes suivantes :
    1. (a) la solution de composants hydrolysables obtenue comme décrit ci-avant est chauffée pour provoquer l'hydrolyse et la gélification de ladite solution et pour obtenir un mélange A présentant une viscosité comprise entre 0,01 et 100 Pa.sec ;
    2. (b) un liant appartenant au groupe des bohémites ou des pseudobohémites est d'abord ajouté au mélange A, dans un rapport pondéral avec le mélange A compris entre 0,05 et 0,5, puis un acide minéral ou organique est ajouté dans une proportion comprise entre 0,5 et 8,0 g pour 100 g de liant ;
    3. (c) le mélange obtenu en (b) est porté sous agitation à une température comprise entre 40° et 90°C jusqu'à obtention d'une pâte homogène qui est ensuite soumise à une étape d'extrusion et de granulation ;
    4. (d) le produit extrudé est séché et calciné sous atmosphère oxydante.
  • Des plastifiants tels que de la méthylcellulose sont également de préférence ajoutés au cours de l'étape (b) afin de favoriser la formation d'un mélange homogène facile à traiter.
  • Un support acide granulaire comportant de 30 à 70 % en poids de liant minéral inerte est ainsi obtenu, la proportion restante étant constituée de silice-alumine amorphe présentant essentiellement les mêmes caractéristiques de porosité, de surface et de structure que celles décrites ci-avant pour le même gel sans liant. Les granules se présentent avantageusement sous la forme de pastilles d'environ 2-5 mm de diamètre et de 2-10 mm de long.
  • L'étape de dépôt du métal noble sur le support acide granulaire est ensuite effectuée selon la même procédure que celle décrite plus haut.
  • Après les préparations (par exemple celles décrites dans les modes de réalisation ci-dessus) et avant utilisation dans la réaction de conversion, le métal contenu dans le catalyseur doit être réduit. Une des méthodes préférées pour conduire la réduction du métal est le traitement sous hydrogène à une température comprise entre 150°C et 650°C et une pression totale comprise entre 0,1 et 25 Mpa. Par exemple, une réduction consiste en un palier à 150°C de 2 heures puis une montée en température jusqu'à 450°C à la vitesse de 1°C/min puis un palier de 2 heures à 450°C; durant toute cette étape de réduction, le débit d'hydrogène est de 1000 l hydrogène/l catalyseur. Notons que toute méthode de réduction in situ ou ex-situ est convenable.
  • De préférence et en particulier pour le catalyseur du dernier mode de réalisation préférée une méthode typique met en oeuvre la procédure décrite ci-dessous :
    1. 1) 2 heures à température ambiante sous un courant d'azote ;
    2. 2) 2 heures à 50°C sous un courant d'hydrogène ;
    3. 3) chauffage à 310-360°C avec une vitesse d'élévation de la température de 3°C/min sous un courant d'hydrogène ;
    4. 4) température constante à 310-360°C pendant 3 heures sous un courant d'hydrogène et refroidissement à 200°C.
  • Au cours de l'activation, la pression au sein du réacteur est maintenue entre 30 et 80 atm.

Claims (8)

  1. Procédé pour la production de distillats moyens à partir d'une charge paraffinique produite par synthèse Pischer-Tropsch, comportant les étapes successives suivantes :
    a) éventuel fractionnement de la charge en au moins une fraction lourde à point d'ébullition initial compris entre 120 et 200°C, et au moins une fraction légère bouillant en-dessous de ladite fraction lourde.
    b) éventuel hydrotraitement d'une partie au moins de la charge ou de la fraction lourde, éventuellement suivi (étape c) d'élimination d'au moins une partie de l'eau,
    d) passage d'une partie au moins de l'effluent ou de la fraction éventuellement hydrotraité sur un premier catalyseur d'hydroisomérisation / hydrocraquage qui est un catalyseur amorphe contenant au moins un métal noble du groupe VIII,
    e) distillation de l'effluent hydroisomérisé / hydrocraqué pour obtenir des distillats moyens (kérosène, gasoil) et une fraction résiduelle bouillant au-dessus des distillats moyens,
    f) sur un second catalyseur d'hydroisomérisation / hydrocraquage qui est un catalyseur amorphe contenant au moins un métal noble du groupe VIII, passage d'au moins une partie de ladite fraction lourde résiduelle et/ou d'une partie desdits distillats moyens, et distillation de l'effluent résultant pour obtenir des distillats moyens, au moins une partie des distillats moyens étant recyclée vers la zone (16) contenant le second catalyseur ou vers la zone (8) contenant le premier catalyseur.
  2. Procédé selon la revendication 1 dans lequel l'une au moins des coupes kérosène, gazole de l'étape e) est recyclée en partie dans l'étape d) et la fraction résiduelle est soumise à l'étape f).
  3. Procédé selon la revendication 1 dans lequel l'une au moins des coupes kérosène, gazole de l'étape e) est soumise à l'étape f), et la fraction résiduelle est recyclée dans l'étape d).
  4. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel le procédé comporte l'étape a) et la fraction légère séparée à l'étape a) est envoyée au vapocraquage.
  5. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel les catalyseurs d'hydroisomérisation / hydrocraquage ne contiennent pas d'halogène ajouté.
  6. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel sur le premier catalyseur, la conversion est inférieure à 50% pds, conversion des produits à points d'ébullition supérieurs ou égaux à 154°C en produits à points d'ébullition inférieurs à 150°C.
  7. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel, sur le second catalyseur, la fraction résiduelle est traitée avec une conversion supérieure à 40% pds, conversion des produits à points d'ébullition supérieurs ou égaux à 370°C en produits à points d'ébullition inférieurs à 370°C.
  8. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel, sur le second catalyseur, une partie du kérosène et/ou du gazole est traitée avec une conversion inférieure à 50% pds, conversion des produits à points d'ébullition supérieurs ou égaux à 150°C, en produits à points d'ébullition inférieurs à 150°C.
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