EP1612255B1 - Procédé d'hydrosulfuration des essences mettant en oeuvre un catalyseur à porosite controlée - Google Patents

Procédé d'hydrosulfuration des essences mettant en oeuvre un catalyseur à porosite controlée Download PDF

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EP1612255B1
EP1612255B1 EP05291383A EP05291383A EP1612255B1 EP 1612255 B1 EP1612255 B1 EP 1612255B1 EP 05291383 A EP05291383 A EP 05291383A EP 05291383 A EP05291383 A EP 05291383A EP 1612255 B1 EP1612255 B1 EP 1612255B1
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EP1612255A1 (fr
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Christophe Bouchy
Nathalie Marchal
Florent Picard
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IFP Energies Nouvelles IFPEN
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Definitions

  • the present invention relates to a desulfurization process using a catalyst containing at least one support, and an active phase comprising for example a metal.
  • the process allows the hydrodesulphurization of gasolines, and especially the gasolines resulting from a catalytic cracking process (FCC Fluid Catalytic Cracking according to English terminology, that is to say catalytic cracking in a fluidized bed).
  • the feedstock to be treated is usually a sulfur-containing gasoline cut such as for example a cut from a coking unit, visbreaking, steam cracking or catalytic cracking (FCC).
  • Said feed is preferably constituted by a gasoline cut from a catalytic cracking unit whose boiling point range typically ranges from that of hydrocarbons with 5 carbon atoms to about 250 ° C.
  • This gasoline can possibly be composed of a significant fraction of gasoline coming from other production processes such as atmospheric distillation (generally called straight run fuel by the refiner) or conversion processes (coker or steam-cracking gasoline).
  • Catalytic cracking gasolines which can constitute 30 to 50% by volume of the gasoline pool, have high olefin and sulfur contents.
  • the sulfur present in the reformulated gasoline is attributable, to nearly 90%, to the gasoline resulting from catalytic cracking.
  • Desulphurisation of species and mainly FCC species is therefore of obvious importance for achieving standards.
  • Hydrotreating or hydrodesulfurization of catalytic cracking gasoline when it is carried out under the conditions conventionally known to those skilled in the art, makes it possible to reduce the sulfur content of the cut.
  • this process has the major disadvantage of causing a very large drop in the octane number of the cut, because of the hydrogenation or saturation of a large part or even all of the olefins under the conditions of the hydrotreatment.
  • the US Patent 5,318,690 proposes a process consisting in splitting the gasoline, softening the light fraction and hydrotraying the heavy fraction on a conventional catalyst and then treating it on a zeolite ZSM5 to recover the initial octane.
  • the WO 01/40409 claims the treatment of an FCC gasoline under conditions of high temperature, low pressure and high hydrogen / charge ratio. Under these particular conditions, the recombination reactions involving H 2 S formed by the desulphurization reaction and the olefins to give rise to mercaptan formation are minimized.
  • the catalysts used for this type of application are sulphide catalysts containing a group VIB element (Cr, Mo, W) and a group VIII element (Fe, Ru, Os, Co, Rh , Ir, Pd, Ni, Pt).
  • the residual sulfur compounds present in the desulfurized gasolines by deep hydrodesulfurization comprise so-called recombinant mercaptans, resulting from the addition of the H 2 S formed during the reaction, on the olefins present, as well as unsaturated sulfur compounds such as thiophene and alkylthiophenes.
  • the presence of the so-called recombination mercaptans explains at least in part that when it is desired to desulphurize in depth gasolines comprising an olefin fraction, a very high growth rate of hydrogenation of olefins is observed for the high levels of desulfurization. .
  • the desired desulfurization rate approaches 100%, the saturation rate of olefins increases very significantly.
  • EP 1 031 622 A1 discloses a process for desulfurizing olefinic gasolines comprising at least two steps, a step of hydrogenation of unsaturated sulfur compounds and a step of decomposition of saturated sulfur compounds.
  • the invention is based on a two-step sequence such that the first step allows the elimination of unsaturated sulfur compounds from saturated sulfur compounds and the second step decomposes the saturated sulfur compounds into H 2 S with hydrogenation of olefins limited.
  • the US Patent 6,231,753 describes a process for the hydrodesulfurization of olefinic gasolines comprising a first hydrodesulphurization step, an H2S extraction step and a second hydrodesulphurization step, the overall desulfurization rate and the temperature of this second step being greater than those from the first.
  • the US Patent 6,231,754 describes a process in which a spent hydrotreatment catalyst is subsequently used in a higher temperature hydrodesulfurization step.
  • the pore diameters of the catalyst are described as between 6 and 20 nm and the surface concentration of MoO 3 between 0.5. 10 -4 and 3.10 -4 g / m 2 .
  • Requirement WO 03/099963 discloses a two-step process wherein the second step is carried out with a catalyst less loaded with metals and having a pore diameter equal to or greater than the catalyst used in the first step.
  • the average pore diameter of the catalysts is between 6 and 20 nm and the surface concentration of MoO 3 is between 0.5. 10 -4 and 3.10 -4 g / m 2 .
  • the hydrodesulfurization process of a gasoline according to the invention uses a catalyst comprising a support and an active phase comprising at least one metal characterized in that the average pore diameter of said catalyst is greater than 20 nanometers, preferably between 20 and 100 nm.
  • the catalyst according to the invention contains at least one Group VI metal, more preferably it additionally contains at least one Group VIII metal.
  • the surface density of the Group VI metal is preferably between 2 ⁇ 10 -4 and 40 ⁇ 10 -4 grams of oxide of said metal per m 2 of support.
  • the support is preferably chosen from the group consisting of aluminas, silica, silica alumina or titanium or magnesium oxides used alone or in admixture with alumina or silica-alumina. . More preferably, the support is at least in part constituted by an alumina. According to a variant of the invention, the specific surface area of the support is less than 200 m 2 / g.
  • the hydrodesulfurization process according to the invention comprises at least two successive stages of hydrodesulfurization and a catalyst whose average pore diameter is greater than 20 nanometers is implemented in at least one of said stages.
  • the successive steps are carried out without intermediate degassing.
  • the process according to the invention comprises a succession of hydrodesulfurization stages and the activity of the catalyst of a step n + 1 is between 1% and 90% of the activity of the catalyst of the step n.
  • the reaction temperature of step n + 1 is greater than that of step n.
  • the catalyst of step n + 1 is the catalyst of step n which has undergone partial deactivation.
  • the deactivation of the catalyst can be achieved by contacting the catalyst with a feed containing a hydrocarbon fraction comprising olefins at a temperature of at least 250 ° C. It is also possible to recycle the catalyst of step n in step n + 1, when its activity has decreased by at least 10%. Another possibility is that the catalyst of step n + 1 comprises a lower metal content than that of the catalyst of step n.
  • the process according to the invention uses at least one hydrodesulfurization catalyst comprising at least one Group VI metal (M VI ) and / or at least one Group VIII metal (M VIII ) on a support.
  • the Group VI metal is generally molybdenum or tungsten the Group VIII metal generally nickel or cobalt.
  • the catalyst support is usually a porous solid selected from the group consisting of aluminas, silicon carbide, silica, silica-aluminas or titanium or magnesium oxides used alone or in admixture with the alumina or silica-alumina. It is preferably selected from the group consisting of silica, the family of transition aluminas and silica-aluminas.
  • the support consists essentially of at least one transition alumina, that is to say it comprises at least 51% by weight, preferably at least 60% by weight, very preferably at least 80% by weight. % weight, or even at least 90% weight of transition alumina. It may optionally consist solely of a transition alumina.
  • the specific surface of the support is generally less than 200 m 2 / g, most often less than 150 m 2 / g.
  • the porosity of the catalyst before sulfurization is such that it has an average pore diameter greater than 20 nm, preferably greater than 25 nm or even 30 nm and often between 20 and 140 nm, preferably between 20 and 100 nm, and very preferably between 25 and 80 nm.
  • the pore diameter was measured by mercury porosimetry according to ASTM D4284-92 with a wetting angle of 140 °.
  • the surface density of the Group VI metal is comprised according to the invention between 2.10 -4 and 40.10 -4 gram of oxide of said metal per m 2 of support, preferably between 4.10 -4 and 16.10 -4 g / m 2 .
  • the molar ratio M VIII / (M VI + M VIII ) is typically greater than 0.1, preferably between 0.2 and 0.6 and very preferably between 0.2 and 0. 5.
  • the catalyst according to the invention can be prepared using any technique known to those skilled in the art, and in particular by impregnation of the elements of groups VIII and VIB on the selected support.
  • This impregnation may, for example, be carried out according to the method known to those skilled in the art in the dry-impregnation terminology, in which the quantity of desired elements in the form of soluble salts in the chosen solvent, for example demineralized water, so as to fill the porosity of the support as exactly as possible.
  • the support thus filled with the solution is preferably dried.
  • the preferred support is alumina which can be prepared from any type of precursors and shaping tools known to those skilled in the art.
  • This treatment generally aims to transform the molecular precursors of the elements in the oxide phase. In this case it is an oxidizing treatment, but a direct reduction or even a simple drying of the catalyst can also be carried out.
  • an oxidizing treatment also known as calcination
  • this is generally carried out under air or under dilute oxygen, and the treatment temperature is generally between 200 ° C. and 550 ° C., preferably between 300 ° C. C and 500 ° C.
  • a reducing treatment this is generally carried out under pure hydrogen or preferably diluted, and the treatment temperature is generally between 200 ° C. and 600 ° C., preferably between 300 ° C. and 500 ° C. ° C.
  • Group VIB and VIII metal salts useful in the catalyst preparation process are, for example, cobalt nitrate, nickel nitrate, ammonium heptamolybdate or ammonium metatungstate. Any other salt known to those skilled in the art having sufficient and decomposable solubility during the activation treatment can also be used.
  • the catalyst is usually used in a sulfurized form obtained after treatment in temperature in contact with a decomposable organic sulfur compound and generating H 2 S or directly in contact with a gas stream of H 2 S diluted in H 2 .
  • This step can be carried out in situ or ex situ (inside or outside the reactor) of the hydrodesulfurization reactor at temperatures between 200 and 600 ° C and more preferably between 300 and 500 ° C.
  • the present invention also relates to a process for the desulphurization of gasolines comprising olefins comprising at least two hydrodesulphurization stages and intended to minimize both the content of compounds which are the most refractory to hydrodesulfurization, such as the thiophene compounds and the so-called recombination mercaptans, derived from the addition of H 2 S to the olefins while limiting the degree of hydrogenation of the olefins associated with the removal of the sulfur compounds.
  • At least one of the steps of the hydrodesulfurization process uses a catalyst as previously described.
  • At least partial extraction of the H 2 S between the two reactors by any means known to those skilled in the art is a known solution to achieve high desulfurization rates with a limited olefin hydrogenation rate.
  • this type of diagram can be applied in the context of the present invention.
  • the present method is particularly useful in the case where the hydrodesulphurization reactors are sequenced without removing the H 2 S between the reactors.
  • the method comprises at least two steps.
  • a hydrodesulfurization first stage A is preferably carried out in a fixed bed reactor, generally in the vapor phase, on any catalyst conventionally used for this application.
  • the use of so-called “selective" catalysts is preferred because it makes it possible to limit the hydrogenation of the olefins while maximizing the hydrodesulfurization.
  • This first step is followed by a second step B, for example without operation between steps A and B other than a warming of the effluent of step A.
  • Step B is characterized by the fact that it is carried out on a catalyst having an activity catalytic conversion of thiophene between 1% and 90%, or even between 1% and 70% and preferably between 1% and 50% of the activity of the catalyst of step A.
  • the catalyst used in step B can be either a catalyst whose catalytic formulation has been optimized to achieve the desired catalytic activity, or a partially deactivated catalyst.
  • the use of catalysts which are preferably more selective in series makes it possible to limit the hydrogenation of the olefins to the high levels of desulfurization. It was observed that such a sequence allowed, by an inexpensive device, to significantly improve the selectivity of the desulfurization reaction by minimizing the olefin saturation rate while maintaining a conversion rate of the sulfur compounds into H 2 Gets up. This device also has the advantage that it allows, for a diagram without extraction of the H 2 S between the two reactors, to improve the selectivity of the process compared with a desulphurization performed in a single step.
  • the device is most often based on a set of at least two or three reactors and can be carried out as follows: the reactor of step A contains the fresh catalyst and the reactor of step B contains the spent catalyst.
  • the reactor of step A contains the fresh catalyst
  • the reactor of step B contains the spent catalyst.
  • the reactor containing the catalyst of deactivated step A is used in the second step, a reactor containing fresh catalyst is started and placed in step A.
  • the reactor containing catalyst B is stopped the catalyst is replaced by fresh catalyst and the reactor is put on hold.
  • This embodiment is more particularly of interest for an operation of the low pressure and high temperature hydrodesulphurization section for the two stages, conditions for which the formation of the recombination mercaptans is minimized but which results in a rapid deactivation of the catalysts.
  • hydrodesulfurization By low pressure is meant relative pressures generally less than 2 relative MPa, and preferably less than 1.5 MPa relative or even 1 MPa relative and temperatures generally greater than 250 ° C or 260 ° C and most often greater than 280 ° C.
  • the pressure of steps A and B is generally between about 0.4 MPa and 3 MPa, preferably between 0.6 MPa and 2.5 MPa, the flow rate of hydrogen is such that the ratio of hydrogen flow rates in normal liters per hour on the hydrocarbon flow rate in liters per hour is between 50 and 800 and preferably between 60 and 600.
  • the temperature of step A is between 150 ° C and 450 ° C, preferably between 200 and 200 ° C. ° C and 400 ° C and more preferably between 230 ° C and 350 ° C and the temperature of step B is between 150 ° C and 450 ° C, preferably between 210 ° C and 410 ° C and more preferably between 240 ° C and 360 ° C.
  • Steps A and B are performed according to a preferred mode in sequence without intermediate additional step. It is therefore possible to implement them in the same reactor.
  • the catalytic zone corresponding to step B will be operated at an average temperature above the minimum of 10 ° C to the catalytic zone corresponding to step A.
  • This temperature difference can come either from the heat of reaction released by the hydrogenation of the olefins, or by injection between the catalytic zones A and B of a hotter fluid selected from hydrogen or an inert gas such as nitrogen, the charge or the fluid resulting from the recycling of a fraction of the process effluent.
  • Steps A and B can also be carried out in a catalytic column from which the gaseous compounds are withdrawn at the top under normal conditions of temperature and pressure.
  • the catalytic zone of step A will be arranged higher in the column than the catalytic zone of step B.
  • the catalyst of step B advantageously differs from the catalyst of step A by a catalytic activity of between 1% and 90%, and even between 1% and 70% and preferably between 1% and 50% of the catalytic activity of the catalyst. of Step A.
  • the catalysts of Steps A and B are carried out in sulphide form.
  • the sulphurization procedure can be carried out in situ or ex situ by any sulphurization method known to those skilled in the art.
  • the catalyst used is a new catalyst prepared to exhibit reduced activity
  • the contents of Group VIII and Group VIB metals deposited on the support will not exceed 10.9 and 14% by weight in oxide form and preferably 7.8% and 10% by weight, respectively, in oxide form (for remain consistent with the maximum Co / Co + Mo ratio of 0.6 of the preferred range).
  • the support used generally contains silica, silicon carbide, titanium oxide or magnesium oxide and / or alumina but will preferably be predominantly composed of alumina.
  • the catalyst of step B can also be a deactivated hydrotreatment catalyst.
  • a used catalyst from a distillate hydrodesulfurization unit or any other hydrodesulphurization process present in the refinery could be used, provided that the residual activity measured by the method described in Example 6 did not occur. does not exceed 90%, even 70% and preferably 50% of the activity of the catalyst of step A.
  • the catalyst of step B may finally be identical in formulation to that of step A, but after being deactivated by treatment of a section comprising olefins.
  • the spent catalysts generally have a decreased activity due to the presence of carbon deposition due to the polymerization of the hydrocarbons treated on the catalyst.
  • the present invention can be implemented as follows:
  • the gasoline to be treated is for example characterized by a sulfur content greater than 50 ppm and an olefin content greater than 10% for which it is desired to transform at least 70% of sulfur in H 2 S.
  • This gasoline which presents boiling temperatures generally below 250 ° C can be either directly treated by the device of the present invention, or undergo pretreatment consisting of a selective hydrogenation step and fractionation. These pretreatments are described in detail in the application EP 1 077 247 . In this case, advantageously only the fraction C 6+ (that is to say containing the hydrocarbons whose total carbon number is greater than or equal to 6) of the gasoline can be treated by the process according to the present invention.
  • Gasoline mixed with hydrogen is heated by an exchanger train and / or an oven.
  • the mixture brought to the desired temperature and pressure is generally in the vapor phase. It is sent to a first reactor (stage A) containing a hydrodesulphurization catalyst as described above implemented in a fixed bed.
  • the effluent from this reactor contains hydrocarbons and sulfur compounds which have not reacted, paraffins resulting from the hydrogenation of olefins, H 2 S resulting from the decomposition of sulfur compounds and recombinant mercaptans from H 2 S addition reactions on olefins.
  • This effluent is generally heated in an exchange train and / or an oven so that its temperature is increased by at least 10 ° C.
  • step B a second reactor containing a low-active hydrodesulfurization catalyst such as described above implemented in fixed bed.
  • the effluent from this reactor consists of hydrocarbons and a reduced amount of sulfur compounds which have not reacted during step A, paraffins resulting from the hydrogenation of olefins, the H 2 S from decomposition of sulfur compounds and a decreased amount of recombinant mercaptans from H 2 S addition reactions to olefins.
  • steps A and B allows, with respect to step A alone, to minimize the loss of olefins by hydrogenation, for a given desulfurization rate.
  • the following examples illustrate the advantages of the process in one or two steps as just described. In these examples (as well as in the foregoing description), the contents of sulfur or of sulfur compounds are given in ppm by weight.
  • the catalysts are prepared according to the same method.
  • the synthesis protocol consists in carrying out a dry impregnation of a solution of ammonium heptamolybdate and cobalt nitrate, the volume of the aqueous solution containing the metal precursors being equal to the volume of water recovery (ERV). corresponding to the mass of support to be impregnated.
  • ERP volume of water recovery
  • the concentrations of the precursors in the solution are adjusted so as to deposit on the support the weight contents of desired metal oxides.
  • the solid is then allowed to mature at room temperature for 12 hours and then dried at 120 ° C for 12 hours. Finally, the solid is calcined at 500 ° C. for two hours under an air flow (11 / h / g).
  • the alumina supports used are industrial supports supplied by Axens, the characteristics of which are given in Table 1 below. ⁇ b> Table 1 ⁇ / b>: Characteristics of industrial aluminums.
  • the sulphidation protocol of the catalyst is identical for each catalytic test.
  • the catalyst in its calcined form (oxide), is loaded into the catalytic test unit and then sulphurated by a synthetic filler (4% S in the form of DMDS in n-heptane).
  • the total mercaptan content is measured in potentiometric recipes by the ASTM D3227 method after separation of H 2 S.
  • P 2.7 relative MPa
  • VVH 4 h -1
  • H 2 / load 360 normal liters per liter (nl / I)
  • T 250 - 280 ° C.
  • Each operating condition is maintained for the time necessary for the stabilization of the catalyst, both in hydrogenating activity and in desulfurizing activity (typically 24 to 48 hours).
  • the results obtained on the catalysts A and D are shown in Table 4 below.
  • Catalyst A Catalyst D T (° C) 250 260 270 250 260 S total 160 130 90 130 65 HDS /% 83.5 86.6 90.7 86.6 93.3 % olefins 26.7 26.1 25.5 23.0 21.1 HDO /% 25.2 26.9 28.6 35.6 40.9
  • Example 3 Evaluation of the Performance of Catalysts A and B.
  • the catalysts A (compliant) and B (compliant) are evaluated on FCC No. 2 gasoline with lower sulfur content than FCC No. 1 gasoline, the characteristics of which are given in Table 5 below. .
  • Table 5 ⁇ / b> Characteristics of FCC No. 2 Gasoline.
  • Each operating condition is maintained for the time necessary for the stabilization of the catalyst, both in hydrogenating activity and in desulfurizing activity (typically 24 to 48 hours).
  • the results obtained on the catalysts A and B are shown in Table 6 below. ⁇ b> Table 6 ⁇ / b>: Performance of Catalysts A and B for the Desulfurization of FCC No. 2 Gasoline.
  • Catalyst A Catalyst B T (° C) 270 280 270 280 S total 96 46 92 54 HDS /% 78.7 89.8 79.5 88.0 % olefins 29.7 26.3 30.1 27.5 HDO /% 11.3 21.5 10.1 17.9
  • catalyst B has a lower hydrogenation activity (HDO) than catalyst A.
  • HDO hydrogenation activity
  • Catalyst B (compliant) is therefore also more selective than catalyst D (non-compliant).
  • Example 4 Evaluation of the Performance of Catalysts A and C.
  • Catalyst A and Catalyst C are compared in desulphurization with a depentanized and highly highly sulfurized FCC # 3 gasoline whose characteristics are given in Table 7.
  • Table 7 ⁇ / b> Characteristics of FCC No. 3 Gasoline.
  • a 100 ml sample of catalyst B is subjected to accelerated deactivation on a pilot unit under the following conditions: the catalyst is operated at 300 ° C. under a mixture consisting of the gasoline 4 described in Example 6 and hydrogen injected up to 100 normal liters of hydrogen per liter of gasoline, with a gasoline flow rate of 400 ml / h and under a total pressure of 1 MPa relative. After 800 hours, the reactor is stripped at 120 ° C under nitrogen to remove the adsorbed hydrocarbons. The catalyst thus deactivated is called catalyst G.
  • the activity of the catalysts B, D, E, F, G is evaluated by a hydrodesulfurization test of a mixture of model molecules carried out in a stirred autoclave reactor of 500 ml.
  • a hydrodesulfurization test of a mixture of model molecules carried out in a stirred autoclave reactor of 500 ml.
  • the model charge used for the activity test has the following composition: 1000 ppm of sulfur in thiophene form, 10% by weight of olefins in the form of 2,3-dimethyl-butene-2 in n-heptane.
  • This reaction mixture was chosen because considered representative of a catalytic cracking gasoline.
  • the total system pressure is then adjusted and maintained at 3.5 relative MPa by hydrogen supply and the temperature is adjusted to 250 ° C.
  • the catalyst is contacted with the reaction mixture.
  • Periodic sampling of samples makes it possible to follow the evolution of the composition of the solution over time by gas chromatographic analysis.
  • the duration of the test is chosen so as to obtain final thiophene conversion levels of between 50 and 90%.
  • the activity of the catalyst is defined with respect to the rate constant for conversion of normalized thiophene per volume of catalyst.
  • Gasoline No. 4 described in Table 10 is used to study the performance of catalyst chains. This species is from an FCC unit and has been depentanized. ⁇ b> Table 10 ⁇ / b>: Characteristics of FCC # 4 Gasoline Total sulfur (ppm): 380 Olefins (% by weight): 27.8 Olefins (% by weight): 32.1 Aromatic (% weight): 33.9 ASTM distillation: PI: 55 ° C PF: 219 ° C
  • the chaining tests are carried out in a pilot unit equipped with two reactors in series, each loaded with 100 ml of catalyst.
  • the basic operating conditions used for all the tests are as follows, namely a pressure equal to 1.8 MPa relative and a hydrogen-to-charge ratio of 400 normal liters per liter.
  • VVH (h -1 ) 4 4 4 4 4 4 4 4 S effluent ppm 12 13 14 13 15 12 13 Mercaptans, ppm 9 10 7 8 8 7 10 HDO% 28 32 24.5 21 20.1 21.4 30.6
  • the two reactors placed in series are named respectively reactor 1 and reactor 2.
  • the volume of catalyst in each reactor is 100 ml.
  • Tests 1 and 2 were carried out on catalysts B and D alone. Catalyst D is not in accordance with the invention. Loss of olefins in test 1 is lower than the loss of olefins in Run 2 due to the difference in selectivity between Catalysts B and D.
  • catalysts E, F or G in sequence with catalysts B or D makes it possible to improve the overall selectivity. Indeed, for similar sulfur contents in the recipes, between 12 and 15 ppm, the losses of olefins measured by the HDO level are decreased compared to the tests 1 and 2, carried out on a single catalyst. In addition, it is observed that the best results have been obtained for the sequences 5 and 6 for which the catalysts used in the two steps are in accordance with the invention.
  • Test No. 7 is made from a sequence not according to the invention for which reactor 2 is charged with a more active catalyst than that charged to reactor 1. Compared to tests 3 to 6, , a loss of olefins and a higher residual mercaptan content, for equivalent sulfur content in effluents.

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Description

  • La présente invention concerne un procédé de désulfuration mettant en oeuvre un catalyseur contenant au moins un support, et une phase active comprenant par exemple un métal. Le procédé permet l'hydrodésulfuration des essences, et tout particulièrement les essences issues d'un procédé de craquage catalytique (FCC Fluid Catalytic Cracking selon la terminologie anglosaxonne, c'est-à-dire craquage catalytique en lit fluidisé).
  • La production d'essences reformulées répondant aux nouvelles normes d'environnement nécessite notamment que l'on diminue de façon importante leur teneur en soufre. Ainsi, les normes environnementales en vigueur et futures contraignent les raffineurs à abaisser la teneur en soufre dans le pool essence à des valeurs inférieures ou au plus égales à 50 ppm en 2005 et 10 ppm au premier janvier 2009 au sein de la communauté européenne. La charge à traiter est généralement une coupe essence contenant du soufre telle que par exemple une coupe issue d'une unité de cokéfaction (coking), de viscoréduction (visbreaking), de vapocraquage ou de craquage catalytique (FCC). Ladite charge est de préférence constituée d'une coupe essence issue d'une unité de craquage catalytique dont la gamme de points d'ébullition s'étend typiquement de celui des hydrocarbures à 5 atomes de carbones jusqu'à environ 250°C. Cette essence peut éventuellement être composée d'une fraction significative d'essence provenant d'autres procédés de production telle que la distillation atmosphérique (généralement appelée essence straight run par le raffineur) ou de procédés de conversion (essence de coker ou de vapocraquage).
  • Les essences de craquage catalytique, qui peuvent constituer 30 à 50 % en volume du pool essence, présentent des teneurs en oléfines et en soufre élevées. Le soufre présent dans les essences reformulées est imputable, à près de 90%, à l'essence issue du craquage catalytique. La désulfuration des essences et principalement des essences de FCC est donc d'une importance évidente pour l'atteinte des normes. L'hydrotraitement ou hydrodésulfuration des essences de craquage catalytique, lorsqu'il est réalisé dans les conditions classiquement connues de l'homme du métier, permet de réduire la teneur en soufre de la coupe. Cependant, ce procédé présente l'inconvénient majeur d'entraîner une chute très importante de l'indice d'octane de la coupe, en raison de l'hydrogénation ou saturation d'une partie importante voire de la totalité des oléfines dans les conditions de l'hydrotraitement. Il a donc été proposé des procédés permettant de désulfurer profondément les essences de FCC tout en maintenant l'indice d'octane à un niveau acceptable. Ainsi, le brevet US 5,318,690 propose un procédé consistant à fractionner l'essence, adoucir la fraction légère et à hydrotraiter la fraction lourde sur un catalyseur conventionnel puis à la traiter sur une zéolithe ZSM5 pour retrouver l'octane initial. Le brevet WO 01/40409 revendique le traitement d'une essence de FCC dans des conditions de haute température, faible pression et fort ratio hydrogène/charge. Dans ces conditions particulières, les réactions de recombinaison, mettant en jeu l'H2S formé par la réaction de désulfuration et les oléfines pour conduire à la formation des mercaptans, sont minimisées.
  • L'amélioration de la sélectivité de réaction (hydrodésulfuration/hydrogénation) recherchée peut donc être obtenue par le choix du procédé mais dans tous les cas l'utilisation d'un système catalytique intrinsèquement sélectif est primordiale. D'une façon générale, les catalyseurs utilisés pour ce type d'application sont des catalyseurs de type sulfure contenant un élément du groupe VIB (Cr, Mo, W) et un élément du groupe VIII (Fe, Ru, Os, Co, Rh, Ir, Pd, Ni, Pt).
  • L'obtention de catalyseurs sélectifs pour l'hydrodésulfuration sélective de coupes essence oléfiniques est enseignée dans de nombreux brevets. Certains brevets proposent l'utilisation de supports autres que le support alumine classiquement utilisé pour les catalyseurs d'hydrotraitement, comme par exemple des supports à base de magnésie ( brevet US 4,203,829 ; brevet US 4,140,626 ), de spinelle ( brevet US 5,525,211 ), de carbone ( brevet US 5,770,046 ), d'hydrotalcite (brevet 5,340,466 ). D'autres brevets revendiquent l'utilisation d'un catalyseur de mésoporosité contrôlée comme le brevet US 6,013,598 qui revendique l'utilisation d'un catalyseur de diamètre poreux médian (mesuré par porosimétrie au mercure) compris entre 7,5 et 17,5 nm. Malgré les progrès réalisés, la recherche de nouveaux catalyseurs de sélectivité améliorée reste un objectif important dans le domaine de l'hydrotraitement des essences craquées.
  • Pour être compétitifs, les procédés d'hydrodésulfuration doivent répondre à deux contraintes principales que sont :
    • une hydrogénation des oléfines limitée à fort taux de désulfuration,
    • une bonne stabilité du système catalytique et une opération continue pendant plusieurs années.
  • De plus, pour effectuer une désulfuration profonde, il est nécessaire de traiter l'ensemble des composés soufrés présents dans les essences de craquage et dans ce cadre les essences de craquage catalytique peuvent être classées en deux familles:
    • les composés soufrés insaturés que sont le thiophène, les méthylthiophènes, les diméthyl-thiophènes, éthyl-thiophènes, et autres alkylthiophènes, les benzothiophènes et alkylbenzothiophènes.
    • les composés soufrés saturés que sont les mercaptans, les sulfures cycliques ou aliphatiques, les disulfures.
  • Les composés soufrés résiduels présents dans les essences désulfurées par hydrodésulfuration profonde comprennent des mercaptans dits de recombinaison, issus de l'addition de l'H2S, formé en cours de réaction, sur les oléfines présentes ainsi que des composés soufrés insaturés tels que le thiophène et les alkylthiophènes. La présence des mercaptans dits de recombinaisons explique au moins en partie que lorsque l'on cherche à désulfurer en profondeur des essences comprenant une fraction d'oléfines, on observe une croissance très forte du taux d'hydrogénation des oléfines pour les forts taux de désulfuration. Ainsi, lorsque le taux de désulfuration recherché approche 100%, le taux de saturation des oléfines augmente de façon très importante. L'utilisation de catalyseurs plus sélectifs peut permettre lorsque des taux de désulfuration proches de 100% sont désirés, de limiter cependant l'hydrogénation des oléfines, voir la formation des mercaptans de recombinaison. L'un des enjeux primordiaux de la désulfuration profonde est ainsi de trouver des procédés permettant d'atteindre des sélectivités élevées c'est à dire de minimiser les réactions d'hydrogénation des oléfines tout en traitant les composés soufrés résiduels comme les mercaptans.
  • Parmi les solutions envisageables pour atteindre les taux de désulfuration imposés par les normes actuelles ou futures, il peut être avantageux de recourir à un procédé de désulfuration en au moins deux étapes.
  • Ainsi, la demande brevet EP 1 031 622 A1 présente un procédé pour désulfurer les essences oléfiniques comprenant au moins deux étapes, une étape d'hydrogénation des composés soufrés insaturés et une étape de décomposition des composés soufrés saturés. Telle que décrite dans le brevet, l'invention est basée sur un enchaînement de deux étapes tel que la première étape permet l'élimination des composés soufrés insaturés en composés soufrés saturés et la deuxième étape décompose les composés soufrés saturés en H2S avec une hydrogénation des oléfines limitée.
  • Le brevet US 6,231,753 décrit un procédé d'hydrodésulfuration des essences oléfiniques comprenant une première étape d'hydrodésulfuration, une étape d'extraction de l'H2S et une deuxième étape d'hydrodésulfuration, le taux global de désulfuration et la température de cette seconde étape étant supérieurs à ceux de la première.
  • Le brevet US 6,231,754 décrit un procédé dans lequel un catalyseur d'hydrotraitement usé est utilisé ensuite dans une étape d'hydrodésulfuration à plus haute température. Les diamètres de pore du catalyseur sont décrits comme compris entre 6 et 20 nm et la concentration en surface de MoO3 entre 0,5. 10-4 et 3.10-4 g/m2.
  • La demande WO 03/099963 décrit un procédé en deux étapes dans laquelle la seconde étape est mise en oeuvre avec un catalyseur moins chargé en métaux et présentant un diamètre de pore égal ou supérieur au catalyseur utilisé au cours de la première étape. Le diamètre de pore moyen des catalyseurs est compris entre 6 et 20 nm et la concentration en surface de MoO3 est comprise entre 0,5. 10-4 et 3.10-4 g/m2.
    • RESUME DE L'INVENTION
  • Selon la présente invention, il a été trouvé un procédé permettant de réduire la teneur en soufre total des coupes hydrocarbonées et de préférence de coupes essences de FCC, sans perte de rendement en essence et minimisant la diminution de l'indice d'octane.
  • Le procédé d'hydrodésulfuration d'une essence selon l'invention met en oeuvre un catalyseur comprenant un support et une phase active comprenant au moins un métal caractérisé en ce que le diamètre moyen de pores dudit catalyseur est supérieur à 20 nanomètres, de préférence compris entre 20 et 100 nm.
  • De préférence, le catalyseur selon l'invention contient au moins un métal du groupe VI, de manière plus préférée il contient en outre au moins un métal du groupe VIII. La densité surfacique du métal du groupe VI est de préférence comprise entre 2.10-4 et 40.10-4 gramme d'oxyde dudit métal par m2 de support.
  • Dans le procédé selon l'invention, le support est de préférence choisi dans le groupe constitué par les alumines, la silice, les silices alumine ou encore les oxydes de titane ou de magnésium utilisés seul ou en mélange avec l'alumine ou la silice alumine. De manière plus préférée, le support est constitué au moins en partie par une alumine. Selon une variante de l'invention, la surface spécifique du support est inférieure à 200 m2/g.
  • Selon une variante préférée, le procédé d'hydrodésulfuration selon l'invention comprend au moins deux étapes successives d'hydrodésulfuration et un catalyseur dont le diamètre moyen de pores est supérieur à 20 nanomètres est mise en oeuvre dans au moins une desdites étapes. De manière préférée les étapes successives sont réalisées sans dégazage intermédiaire.
  • Selon un mode de réalisation du procédé selon l'invention comprend une succession d'étapes d'hydrodésulfuration et l'activité du catalyseur d'une étape n+1 est comprise entre 1% et 90% de l'activité du catalyseur de l'étape n.
  • Selon un autre mode de réalisation du procédé selon l'invention la température réactionnelle de l'étape n+1 est supérieure à celle de l'étape n. Selon un autre mode de réalisation, le catalyseur de l'étape n+1 est le catalyseur de l'étape n ayant subi une désactivation partielle. Dans ce cas, par exemple, la désactivation du catalyseur peut être obtenue par mise au contact du catalyseur avec une charge contenant une fraction hydrocarbonée comprenant des oléfines à une température d'au moins 250°C. Il est également possible de recycler le catalyseur de l'étape n dans l'étape n+1, lorsque son activité a diminué d'au moins 10%. Une autre possibilité est que le catalyseur de l'étape n+1 comprenne une teneur en métaux inférieure à celle du catalyseur de l'étape n.
    • DESCRIPTION DETAILLEE DE L'INVENTION
  • Le procédé selon l'invention met en oeuvre au moins un catalyseur d'hydrodésulfuration comprenant au moins un métal du groupe VI (MVI) et/ou au moins un métal du groupe VIII (MVIII) sur un support. Le métal du groupe VI est généralement le molybdène ou le tungstène le métal du groupe VIII généralement le nickel ou le cobalt. Le support du catalyseur est habituellement un solide poreux choisi dans le groupe constitué par les alumines, le carbure de silicium, la silice, les silice-alumines ou encore les oxydes de titane ou de magnésium utilisés seul ou en mélange avec l'alumine ou la silice-alumine. Il est de préférence choisi dans le groupe constitué par la silice, la famille des alumines de transition et les silice-alumines. De manière très préférée, le support est essentiellement constitué par au moins une alumine de transition, c'est-à-dire qu'il comprend au moins 51 % poids, de préférence au moins 60 % poids, de manière très préféré au moins 80 % poids, voire au moins 90 % poids d'alumine de transition. Il peut éventuellement être constitué uniquement d'une alumine de transition.
  • La surface spécifique du support est généralement inférieure à 200 m2/g, le plus souvent inférieure à 150 m2/g. La porosité du catalyseur avant sulfuration est telle que celui-ci possède un diamètre moyen de pores supérieur à 20 nm, de manière préférée supérieur à 25 nm voire 30 nm et souvent compris entre 20 et 140 nm, de préférence entre 20 et 100 nm, et très préférentiellement entre 25 et 80 nm. Le diamètre de pore a été mesuré par porosimétrie au mercure selon la norme ASTM D4284-92 avec un angle de mouillage de 140°.
  • La densité surfacique du métal du groupe VI est comprise selon l'invention entre 2.10-4 et 40.10-4 gramme d'oxyde dudit métal par m2 de support, de préférence entre 4.10-4 et 16.10-4 g/m2.
  • Selon l'invention, le rapport molaire MVIII/(MVI+MVIII) est typiquement supérieur à 0,1, de manière préférée compris entre 0,2 et 0,6 et de manière très préférée compris entre 0,2 et 0,5.
  • Le catalyseur selon l'invention peut être préparé au moyen de toute technique connue de l'homme du métier, et notamment par imprégnation des éléments des groupes VIII et VIB sur le support sélectionné. Cette imprégnation peut par exemple être réalisée selon le mode connu de l'homme du métier sous la terminologie d'imprégnation à sec, dans lequel on introduit juste la quantité d'éléments désirés sous forme de sels solubles dans le solvant choisi, par exemple de l'eau déminéralisée, de façon à remplir aussi exactement que possible la porosité du support. Le support ainsi rempli par la solution est de préférence séché. Le support préféré est l'alumine qui peut être préparée à partir de tout type de précurseurs et outils de mise en forme connus de l'homme de métier.
  • Après introduction des éléments des groupes VIII et VIB, et éventuellement une mise en forme du catalyseur, celui-ci subi un traitement d'activation. Ce traitement a généralement pour but de transformer les précurseurs moléculaires des éléments en phase oxyde. Il s'agit dans ce cas d'un traitement oxydant mais une réduction directe voire un simple séchage du catalyseur peuvent également être effectués. Dans le cas d'un traitement oxydant, également appelé calcination, celui-ci est généralement mis en oeuvre sous air ou sous oxygène dilué, et la température de traitement est généralement comprise entre 200°C et 550°C, de préférence entre 300°C et 500°C. Dans le cas d'un traitement réducteur, celui-ci est généralement mis en oeuvre sous hydrogène pur ou de préférence dilué, et la température de traitement est généralement comprise entre 200°C et 600°C, de préférence entre 300°C et 500°C.
  • Des sels de métaux des groupes VIB et VIII utilisables dans le procédé de préparation du catalyseur sont par exemple le nitrate de cobalt, le nitrate de nickel, l'heptamolybdate d'ammonium ou le métatungstate d'ammonium. Tout autre sel connu de l'homme du métier présentant une solubilité suffisante et décomposable lors du traitement d'activation peut également être utilisé.
  • Le catalyseur est habituellement utilisé sous une forme sulfurée obtenue après traitement en température au contact d'un composé organique soufré décomposable et générateur d'H2S ou directement au contact d'un flux gazeux d'H2S dilué dans H2. Cette étape peut être réalisée in situ ou ex situ (en dedans ou dehors du réacteur) du réacteur d'hydrodésulfuration à des températures comprises entre 200 et 600°C et plus préférentiellement entre 300 et 500°C.
  • La présente invention se rapporte également à un procédé de désulfuration d'essences comprenant des oléfines comprenant au moins deux étapes d'hydrodésulfuration et destiné à minimiser, à la fois la teneur en composés les plus réfractaires à l'hydrodésulfuration tels que les composés thiophéniques et les mercaptans dits de recombinaison, issus de l'addition de l'H2S sur les oléfines tout en limitant le taux d'hydrogénation des oléfines associé à l'élimination des composés soufrés. Au moins une des étapes du procédé d'hydrodésulfuration met en oeuvre un catalyseur tel que précédemment décrit.
  • Une extraction au moins partielle de l'H2S entre les deux réacteurs par tout moyen connu de l'homme de l'art est une solution connue pour atteindre des taux de désulfuration élevés avec un taux d'hydrogénation des oléfines limitée. Selon un mode de réalisation possible, ce type de schéma peut être appliquée dans le cadre de la présente invention. Toutefois, une étape d'extraction de l'H2S entraînant un surcoût au schéma de procédé, le présent procédé trouve particulièrement son intérêt dans le cas où les réacteurs d'hydrodésulfuration sont mis en enchaînement, sans élimination de l'H2S entre les réacteurs.
  • Le procédé comprend au moins deux étapes. Une première étape A d'hydrodésulfuration est réalisée de préférence dans un réacteur en lit fixe, généralement en phase vapeur, sur tout catalyseur classiquement utilisé pour cette application. L'utilisation de catalyseurs dits "sélectifs" est préférée car elle permet de limiter l'hydrogénation des oléfines tout en maximisant l'hydrodésulfuration. Cette première étape est suivie d'une deuxième étape B, par exemple sans opération entre les étapes A et B autre qu'un réchauffement de l'effluent de l'étape A. L'étape B est caractérisée par le fait qu'elle est réalisée sur un catalyseur présentant une activité catalytique en conversion du thiophène comprise entre 1% et 90%, voire entre 1% et 70% et de préférence entre 1% et 50% de l'activité du catalyseur de l'étape A. Le catalyseur mis en oeuvre dans l'étape B peut être soit un catalyseur dont la formulation catalytique a été optimisée pour atteindre l'activité catalytique désirée, soit un catalyseur partiellement désactivé.
  • Selon l'invention, l'utilisation de catalyseurs de préférence plus sélectifs en série permet de limiter l'hydrogénation des oléfines aux forts taux de désulfuration. Il a été observé, qu'un tel enchaînement permettait, par un dispositif peu coûteux, d'améliorer significativement la sélectivité de la réaction de désulfuration en minimisant le taux de saturation des oléfines tout en maintenant un taux de transformation des composés soufrés en H2S élevé. Ce dispositif présente en outre l'avantage qu'il permet, pour un schéma sans extraction de l'H2S entre les deux réacteurs, d'améliorer la sélectivité du procédé par rapport à une désulfuration réalisée en une seule étape. Par rapport à l'enseignement décrit dans la demande EP 1 031 622 A1 , la mise en oeuvre du présent procédé permet d'atteindre des taux de désulfuration plus élevés pour un même taux d'hydrogénation des oléfines car les composés insaturés non convertis dans la première étape peuvent être convertis dans la deuxième étape.
  • Dans le cas particulier où le catalyseur de l'étape B est le même catalyseur que celui de l'étape A, mais dont l'activité catalytique a été diminuée par désactivation, le dispositif est le plus souvent basé sur un ensemble d'au moins deux voire trois réacteurs et peut être réalisé de la façon suivante : le réacteur de l'étape A contient le catalyseur frais et le réacteur de l'étape B contient le catalyseur usé. Lorsque le catalyseur de l'étape A est désactivé, le réacteur contenant le catalyseur de l'étape A désactivé est utilisé en deuxième étape, un réacteur contenant du catalyseur frais est démarré et placé en étape A. Le réacteur contenant le catalyseur B est arrêté, le catalyseur est remplacé par du catalyseur frais et le réacteur est mis en attente. Ce schéma permet d'opérer l'unité de désulfuration sans interruption lors du remplacement du catalyseur usé, tout en maximisant la sélectivité du procédé.
  • Ce mode de réalisation trouve plus particulièrement son intérêt pour une opération de la section d'hydrodésulfuration à basse pression et hautes températures pour les deux étapes, conditions pour lesquelles la formation des mercaptans de recombinaison est minimisée mais qui engendrent une désactivation rapide des catalyseurs d'hydrodésulfuration. Par basse pression, on entend des pressions relatives généralement inférieures à 2 MPa relatif, et de façon préférée inférieures à 1,5 MPa relatif voire 1 MPa relatif et des températures généralement supérieures à 250°C voire 260°C et le plus souvent supérieures à 280°C.
  • L'étape A est généralement caractérisée par :
    • un taux de désulfuration généralement inférieur à 98%, de façon préférée inférieur à 95% et de façon très préférée inférieure à 90%.
    • un taux d'hydrogénation des oléfines inférieur à 60% et de façon préférée inférieur à 50%.
  • L'étape B est le plus souvent caractérisée par :
    • un taux de désulfuration généralement inférieur à 98%, de façon préférée inférieur à 95% et de façon très préférée inférieure à 90%.
    • un taux d'hydrogénation des oléfines inférieur à 60% et de façon préféré inférieur à 50%.
    • une température opératoire supérieure à celle de l'étape A, de façon préférée supérieure de plus de 10°C à la température de l'étape A et de manière plus préférée supérieure de plus de 20°C à la température de l'étape A,
    • l'utilisation d'un catalyseur dont l'activité par unité de volume mesurée en conversion du thiophène est comprise entre 1% et 90% de l'activité du catalyseur de l'étape A. Cette activité catalytique est mesurée par un test molécule modèle décrit dans la suite du texte.
  • La pression des étapes A et B est généralement comprise entre 0,4 MPa relatifs et 3 MPa relatifs, de préférence entre 0,6 MPa et 2,5 MPa, le débit d'hydrogène est tel que le rapport des débits d'hydrogène en normaux litres par heure sur le débit d'hydrocarbures en litres par heure soit compris entre 50 et 800 et de préférence entre 60 et 600. La température de l'étape A est comprise entre 150°C et 450°C, de préférence entre 200°C et 400°C et de manière plus préférée entre 230°C et 350°C et la température de l'étape B est comprise entre 150°C et 450°C, de préférence entre 210°C et 410°C et de manière plus préférée entre 240°C et 360°C.
  • Les étapes A et B sont réalisées selon un mode préféré en enchaînement sans étape supplémentaire intermédiaire. Il est donc possible de les mettre en oeuvre dans le même réacteur. Dans ce cas, la zone catalytique correspondant à l'étape B sera opérée à une température moyenne supérieure au minimum de 10°C à la zone catalytique correspondant à l'étape A. Cette différence de température peut provenir, soit de la chaleur de réaction dégagée par l'hydrogénation des oléfines, soit par injection entre les zones catalytiques A et B d'un fluide plus chaud choisi parmi l'hydrogène ou un gaz inerte tel que l'azote, la charge ou le fluide issu du recyclage d'une fraction de l'effluent du procédé.
  • Les étapes A et B peuvent également être mises en oeuvre dans une colonne catalytique de laquelle sont soutirés, en tête, les composés gazeux dans les conditions normales de température et de pression. Dans ce cas, la zone catalytique de l'étape A sera disposée plus haut dans la colonne que la zone catalytique de l'étape B.
  • Le catalyseur de l'étape B diffère avantageusement du catalyseur de l'étape A par une activité catalytique comprise entre 1 % et 90%, voire entre 1 et 70% et de préférence entre 1% et 50% de l'activité catalytique du catalyseur de l'étape A. Les catalyseurs des étapes A et B sont mis en oeuvre sous forme sulfurée. La procédure de sulfuration peut être réalisée in situ ou ex situ par toute méthode de sulfuration connue de l'homme du métier.
  • L'activité du catalyseur peut être définie par rapport à la constante de vitesse pour la conversion du thiophène normalisée par volume de catalyseur évaluée lors d'un test sur molécules modèles. La constante de vitesse est calculée en considérant un ordre 1 pour la réaction : A = k / m catalyseur × DRT catalyseur
    Figure imgb0001
     avec :
    • A : activité du catalyseur, en min-1. cm3 catalyseur -1 (centimètre cube-1)
      k constante de vitesse pour la conversion du thiophène, en min-1
      mcatalyseur : masse de catalyseur utilisée en g
      DRT : densité de remplissage tassée du catalyseur, en cm3/g
  • Lorsque le catalyseur utilisé est un catalyseur neuf préparé pour présenter une activité réduite, il peut être envisagé de préparer un catalyseur neuf par imprégnation d'une faible quantité de métaux sur le support. Typiquement, les teneurs en métaux du groupe VIII et du groupe VIB déposés sur le support n'excéderont pas, respectivement 10,9 et 14% poids sous forme oxyde et de préférence respectivement 7,8% et 10% poids sous forme oxyde (pour rester cohérent avec le rapport Co/Co+Mo maximal de 0,6 de la fourchette préférée). Le support utilisé contient généralement de la silice, du carbure de silicium, d'oxyde de titane ou de magnésium et/ou de l'alumine mais sera de préférence majoritairement composé d'alumine.
  • Le catalyseur de l'étape B peut également être un catalyseur d'hydrotraitement désactivé. On pourra par exemple utiliser un catalyseur usé d'une unité d'hydrodésulfuration de distillats ou de tout autre procédé d'hydrodésulfuration présent dans la raffinerie, dans la mesure où l'activité résiduelle mesurée par la méthode décrite dans l'exemple 6 n'excède pas 90%, voire 70% et de préférence 50% de l'activité du catalyseur de l'étape A.
  • Le catalyseur de l'étape B peut enfin être de formulation identique à celui de l'étape A, mais après avoir subi une désactivation par traitement d'une coupe comprenant des oléfines. Les catalyseurs usés ont généralement une activité diminuée par la présence de dépôt de carbone dû à la polymérisation des hydrocarbures traités sur le catalyseur.
  • La présente invention peut être mise en oeuvre de la façon suivante: L'essence à traiter est par exemple caractérisée par une teneur en soufre supérieure à 50 ppm et une teneur en oléfines supérieure à 10% pour laquelle on cherche à transformer au moins 70% de soufre en H2S. Cette essence qui présente des températures d'ébullition généralement inférieures à 250°C peut être soit traitée directement par le dispositif de la présente invention, soit subir un prétraitement consistant en une étape d'hydrogénation sélective et un fractionnement. Ces prétraitements sont décrits en détail dans la demande EP 1 077 247 . Dans ce cas, avantageusement seule la fraction C6+ (c'est à dire contenant les hydrocarbures dont le nombre de carbone total est supérieur ou égal à 6) de l'essence peut être traitée par le procédé selon la présente invention.
  • L'essence mélangée à de l'hydrogène est chauffée par un train d'échangeur et/ou un four. Le mélange porté à la température et la pression voulues se trouve généralement en phase vapeur. Il est envoyé dans un premier réacteur (étape A) contenant un catalyseur d'hydrodésulfuration tel que décrit plus haut mis en oeuvre en lit fixe. L'effluent de ce réacteur contient les hydrocarbures et les composés soufrés qui n'ont pas réagi, les paraffines issues de l'hydrogénation des oléfines, de l'H2S issu de la décomposition des composés soufrés et des mercaptans de recombinaison issus des réactions d'addition de l'H2S sur les oléfines. Cet effluent est généralement réchauffé dans un train d'échange et/ou un four afin que sa température soit augmentée d'au moins 10°C et est injecté dans un deuxième réacteur (étape B) contenant un catalyseur d'hydrodésulfuration peu actif tel que décrit plus haut mis en oeuvre en lit fixe. L'effluent de ce réacteur est constitué des hydrocarbures et d'une quantité diminuée de composés soufrés qui n'ont pas réagi au cours de l'étape A, des paraffines issues de l'hydrogénation des oléfines, l'H2S issu de la décomposition des composés soufrés et d'une quantité diminuée de mercaptans de recombinaison issus des réactions d'addition de l'H2S sur les oléfines.
  • L'enchaînement des étapes A et B permet, par rapport à l'étape A seule, de minimiser la perte en oléfines par hydrogénation, pour un taux de désulfuration donné. Les exemples qui suivent permettent d'illustrer les avantages du procédé en un ou deux étapes tel qu'il vient d'être décrit. Dans ces exemples (ainsi que dans la description qui précède), les teneurs en soufre ou en composés soufrés sont donnés en ppm poids.
    • Exemple 1 : préparation des catalyseurs
  • Les catalyseurs sont préparés selon une même méthode. Le protocole de synthèse consiste à réaliser une imprégnation à sec d'une solution d'heptamolybdate d'ammonium et de nitrate de cobalt, le volume de la solution aqueuse contenant les précurseurs métalliques étant égal au volume de reprise à l'eau (VRE) correspondant à la masse de support à imprégner.
  • Les concentrations des précurseurs dans la solution sont ajustées de manière à déposer sur le support les teneurs pondérales en oxydes métalliques souhaitées. Le solide est ensuite laissé à maturer à température ambiante durant 12 heures, puis séché à 120°C, durant 12 heures. Finalement, le solide est calciné à 500°C durant deux heures sous flux d'air (11/h/g). Les supports alumine employés sont des supports industriels fournis par la société Axens, dont les caractéristiques sont fournies dans le tableau 1 ci-dessous. Tableau 1 : caractéristiques des supports alumines industriels.
    Support Mise en forme SBET (m2/g)* Vp (Hg)** cc/g
    α Billes 1,4 - 2,8 mm 140 1,10
    β Billes 1,4 - 2,8 mm 80 1,09
    γ Billes 1,4 - 2,8 mm 32 1,06
    δ Billes 1,4 - 2,8 mm 210 0,64
    * Surface spécifique mesurée par adsorption d'azote (norme ASTM D3663)
    ** volume poreux total d'intrusion au Hg
  • Différents catalyseurs de type CoMo ont été préparés sur ces supports. On constate (tableau 2) que ces catalyseurs se distinguent essentiellement par leurs propriétés texturales pour les catalyseurs A, B, C, D et par leur teneur en phase active pour les catalyseurs E et F. Tableau 2 : caractéristiques des catalyseurs CoMo.
    Catalyseur Support CoO %pds MoO3 %pds V (Hg) * cc/g Diamètre de pores médian** / nm
    A (conforme) α 3,5 10,0 0,99 22
    B (conforme) β 3,5 9,2 0,87 54
    C (conforme) γ 3,6 9,8 0,85 142
    D (non conforme) δ 3,8 10,7 0,60 12
    E (non conforme) δ 1,1 3,2 0,62 11
    F (conforme) β 1,0 3,1 0,90 53
    * volume poreux total d'intrusion au Hg
    ** diamètre de pores correspondant à un volume d'intrusion de Vp(Hg)/2
  • Le protocole de sulfuration du catalyseur est identique pour chaque test catalytique. Le catalyseur, sous sa forme calcinée (oxyde), est chargé dans l'unité de test catalytique, puis sulfuré par une charge synthétique (4% S sous forme de DMDS dans du n-heptane). Les conditions de sulfuration sont les suivantes : VVH = 2 h-1 (volume de charge / volume de catalyseur / h), P = 2 MPa relatifs, H2/charge = 300 (NI/I), Tpalier = 350°C (4h, montée en T à 20°C/heure).
  • La teneur en soufre (en ppm) est évaluée dans la charge et dans les recettes (après élimination de l'H2S dissout) selon la méthode iso 14596 ; ce qui permet le calcul du taux de désulfuration de l'essence selon la formule : HDS % = soufre de la charge en ppm - soufre de la recette en ppm / soufre de la charge en ppm * 100
    Figure imgb0002
  • La teneur pondérale en oléfines est évaluée dans la charge et dans la recette par chromatographie en phase gazeuse; ceci permet d'évaluer le taux d'hydrogénation des oléfines de l'essence selon la formule : HDO % = % poids oléfines charge - % poids oléfines recette / % poids oléfines charge * 100
    Figure imgb0003
     La teneur totale en mercaptans est mesurée dans les recettes par potentiométrie par la méthode ASTM D3227 après séparation de l'H2S.
    • Exemple 2 : évaluation des performances des catalyseurs A et D
  • Dans cet exemple les performances des catalyseurs A (conforme) et D (non conforme) sont comparées en HDS sélective d'une essence de FCC soufrée dont les caractéristiques sont fournies dans le tableau 3 ci-dessous. Tableau 3 : caractéristiques de l'essence de FCC n°1.
    Soufre total (ppm) : 970
    Oléfines (%poids) : 35,7
    Aromatiques (%poids) : 27,6
    Distillation ASTM : PI : 37°C
    PF : 215°C
  • Les conditions de test sont les suivantes : P = 2,7 MPa relatif, VVH = 4 h-1, H2/charge = 360 Normaux litres par litre (nl/I), T = 250 - 280°C. Chaque condition opératoire est maintenue durant le temps nécessaire à la stabilisation du catalyseur, tant en activité hydrogénante qu'en activité désulfurante (typiquement de 24 à 48 heures). Les résultats obtenus sur les catalyseurs A et D sont présentés dans le tableau 4 ci-dessous. Tableau 4 : performances des catalyseurs A et D pour la désulfuration de l'essence de FCC n°1.
    Catalyseur A Catalyseur D
    T (°C) 250 260 270 250 260
    Stotal 160 130 90 130 65
    HDS / % 83,5 86,6 90,7 86,6 93,3
    %poids oléfines 26,7 26,1 25,5 23,0 21,1
    HDO / % 25,2 26,9 28,6 35,6 40,9
  • On observe que pour des niveaux de désulfuration (HDS) comparables, le catalyseur A présente des taux d'hydrogénation des oléfines (HDO) moins importants que le catalyseur D. Le catalyseur A (conforme) est donc plus sélectif que le catalyseur D (non conforme)
    • Exemple 3 : Evaluation des performances des catalyseurs A et B.
  • Dans cet exemple les catalyseurs A (conforme) et B (conforme) sont évalués sur une essence de FCC n°2 plus faiblement soufrée que l'essence de FCC n°1, et dont les caractéristiques sont fournies dans le tableau 5 ci-dessous. Tableau 5 : caractéristiques de l'essence de FCC n°2.
    Soufre total (ppm) : 450
    Oléfines (%poids) : 33,5
    Aromatiques (%poids) : 28,2
    Distillation ASTM : PI : -5°C
    PF : 252°C
  • Les conditions de test sont les suivantes : P = 1,5 MPa relatif, VVH = 5 h-1, H2/charge = 300 N I/I, T = 270 - 280°C. Chaque condition opératoire est maintenue durant le temps nécessaire à la stabilisation du catalyseur, tant en activité hydrogénante qu'en activité désulfurante (typiquement de 24 à 48 heures). Les résultats obtenus sur les catalyseurs A et B sont présentés dans le tableau 6 ci-dessous. Tableau 6 : performances des catalyseurs A et B pour la désulfuration de l'essence de FCC n°2.
    Catalyseur A Catalyseur B
    T (°C) 270 280 270 280
    Stotal 96 46 92 54
    HDS / % 78,7 89,8 79,5 88,0
    %poids oléfines 29,7 26,3 30,1 27,5
    HDO/% 11,3 21,5 10,1 17,9
  • Pour des taux de désulfuration (HDS) similaires, le catalyseur B présente une activité hydrogénante (HDO) plus faible que le catalyseur A. Le catalyseur B (conforme) est donc également plus sélectif que le catalyseur D (non conforme).
    • Exemple 4 : Evaluation des performances des catalyseurs A et C.
  • Dans cet exemple le catalyseur A et le catalyseur C sont comparés en désulfuration d'une essence de FCC n°3 dépentanisée et très fortement soufrée dont les caractéristiques sont fournies dans le tableau 7. Tableau 7 : caractéristiques de l'essence de FCC n°3.
    Soufre total (ppm) : 2450
    Oléfines (%poids) : 32,1
    Aromatiques (%poids) : 36,2
    Distillation ASTM : PI : 39°C
    PF : 240°C
  • Les conditions de test sont les suivantes : P = 1,5 MPa relatif, VVH = 4 h-1, H2/charge = 300 N I/I, T = 290 - 310°C. Chaque condition opératoire est maintenue durant le temps nécessaire à la stabilisation du catalyseur, tant en activité hydrogénante qu'en activité désulfurante (typiquement de 24 à 96 heures). Les résultats obtenus sur les catalyseurs A et C sont présentés dans le tableau 8 ci-dessous. Tableau 8 : performances des catalyseurs A et C pour la désulfuration de l'essence de FCC n°3
    Catalyseur A Catalyseur C
    T (°C) 290 310 290 310
    Stotal 420 115 645 305
    HDS / % 82,9 95,3 73,7 87,6
    %poids oléfines 25,0 19,7 27,1 1 23,2
    HDO/% 22,1 38,6 15,6 27,7
  • L'évolution du taux d'hydrogénation des oléfines en fonction du niveau de désulfuration montre que les deux catalyseurs présentent des sélectivités comparables. Le catalyseur C n'est donc pas plus sélectif que le catalyseur A. En revanche, le catalyseur C est moins actif que le catalyseur A en hydrodésulfuration, ce qui peut potentiellement constituer un handicap en terme de durée de vie de ce type de catalyseur sur une unité industrielle. En terme de sélectivité, le catalyseur C reste néanmoins supérieur au catalyseur D (cf. exemple 2, tableau 4).
    • Exemple 5 : Préparation d'un catalyseur G partiellement désactivé
  • Un échantillon de 100 ml de catalyseur B est soumis à une désactivation accélérée sur unité pilote dans les conditions suivantes : le catalyseur est opéré à 300°C sous un mélange constitué de l'essence 4 décrite dans l'exemple 6 et d'hydrogène injecté à hauteur de 100 normaux litres d'hydrogène par litre d'essence, avec un débit d'essence de 400 ml/h et sous une pression totale de 1 MPa relatif. Au bout de 800 heures, le réacteur est mis en stripage à 120°C sous azote afin d'éliminer les hydrocarbures adsorbés, Le catalyseur ainsi désactivé est appelé catalyseur G.
    • Exemple 6 : Evaluation de l'activité catalytique des différents catalyseurs
  • L'activité des catalyseurs B, D, E, F, G est évaluée par un test d'hydrodésulfuration d'un mélange de molécules modèles effectué dans un réacteur autoclave agité de 500 ml. Typiquement entre 2 g et 6 g de catalyseur sont sulfurés à pression atmosphérique en banc de sulfuration sous mélange H2S/H2 constitué de 15% volumique d'H2S à 1 l/h/g de catalyseur et à 400°C durant deux heures.
  • La charge modèle utilisée pour le test d'activité présente la composition suivante : 1000 ppm de soufre sous forme thiophène, 10% poids d'oléfines sous forme de 2,3 diméthyl-butène-2 dans du n-heptane.
  • Ce mélange réactionnel a été choisi car jugé représentatif d'une essence de craquage catalytique. La pression totale du système est ensuite ajustée et maintenue à 3,5 MPa relatif par apport d'hydrogène et la température est ajustée à 250°C. Au temps t=0, le catalyseur est mis en contact avec le mélange réactionnel. Des prélèvements périodiques d'échantillons permettent de suivre l'évolution de la composition de la solution au cours du temps par analyse chromatographique en phase gaz. La durée du test est choisie de manière à obtenir des niveaux finaux de conversion du thiophène compris entre 50 et 90%.
  • L'activité du catalyseur est définie par rapport à la constante de vitesse pour la conversion du thiophène normalisée par volume de catalyseur. La constante de vitesse est calculée en considérant un ordre 1 pour la réaction, A = k / m catalyseur × DRT catalyseur
    Figure imgb0004
    avec : A : activité du catalyseur, en min-1 cm3 catalyseur -1 (centimètre cube -1)
    k constante de vitesse pour la conversion du thiophène, en min-1
    mcataiyseur : masse de catalyseur utilisée en g (avant sulfuration)
    DRT : densité de remplissage tassée du catalyseur, en cm3/g
  • Les activités relatives des catalyseurs B, D, E et F ainsi obtenues sont reportées dans le tableau 9 ci-dessous, Tableau 9 : activités relatives des catalyseurs B, D, E , F et G,
    Catalyseur B Catalyseur D Catalyseur E Catalyseur F Catalyseur G
    Activité relative 100* 120 42 31 45
    * base
    • Exemple 7 : Evaluation des performances des catalyseurs B, D, E, F et G en enchaînement
  • L'essence n°4 décrite dans le tableau 10 est utilisée pour étudier les performances d'enchaînements de catalyseurs. Cette essence est issue d'une unité de FCC et a été dépentanisée. Tableau 10 : caractéristiques de l'essence de FCC n°4
    Soufre total (ppm) : 380
    Oléfines (%poids) : 27,8
    Oléfines (%poids) : 32,1
    Aromatiques (%poids) : 33,9
    Distillation ASTM : PI : 55°C
    PF : 219°C
  • Les essais d'enchaînement sont réalisés dans une unité pilote munie de deux réacteurs en série, chacun chargé de 100 ml de catalyseur.
  • Les performances de différents enchaînements de catalyseurs ont été évaluées pour illustrer la présente invention. Pour chaque catalyseur, la procédure classique de sulfuration décrite précédemment a été mise en oeuvre, procédure identique pour l'ensemble des catalyseurs.
  • Les conditions opératoires de base utilisés pour l'ensemble des essais sont les suivantes à savoir une pression égale à 1,8 MPa relatif et un rapport hydrogène sur charge de 400 normaux litres par litre.
  • Les températures ont été ajustées pour atteindre une cible de teneur en soufre située entre 10 ppm et 15 ppm. Le tableau 11 suivant résume les performances des différents enchaînements évalués. Tableau 11 : performances des catalyseurs seuls ou en enchaînement pour la désulfuration de l'essence de FCC n°4
    n° Essai 1 2 3 4 5 6 7
    Catalyseurs B D D+E B+E B+F B+G B+D
    Temp. R1 28 27 275 280 280 280 280
    Temp. R2 - - 300 300 300 300 275
    VVH R1 (h-1) 4 4 8 8 8 8 8
    VVH R2 (h-1) - 8 8 8 8 8
    VVH globale (h-1) 4 4 4 4 4 4 4
    S effluent, ppm 12 13 14 13 15 12 13
    Mercaptans, ppm 9 10 7 8 8 7 10
    HDO % 28 32 24,5 21, 20,1 21,4 30,6
  • Les deux réacteurs placés en série sont nommés respectivement réacteur 1 et réacteur 2. Le volume de catalyseur dans chaque réacteur est de 100 ml.
  • Les essais 1 et 2 ont été réalisés sur les catalyseurs B et D seuls. Le catalyseur D n'est pas conforme à l'invention. La perte en oléfines lors de l'essai 1 est inférieure à la perte en oléfines de l'essai 2 du fait de la différence de sélectivité entre les catalyseurs B et D.
  • La mise en oeuvre des catalyseurs E, F ou G en enchaînement avec les catalyseurs B ou D (essais 3, 4, 5 et 6 conformes à l'invention) permet d'améliorer la sélectivité globale. En effet, pour des teneurs en soufre voisines dans les recettes, situées entre 12 et 15 ppm, les pertes en oléfines mesurées par le taux d'HDO sont diminuées par rapport aux essais 1 et 2, réalisés sur un catalyseur seul. De plus, on observe que les meilleurs résultats ont été obtenus pour les enchaînements 5 et 6 pour lesquels les catalyseurs utilisés dans les deux étapes sont conformes à l'invention.
  • L'essai n° 7 est réalisé à partir d'un enchaînement non conforme à l'invention pour lequel le réacteur 2 est chargé avec un catalyseur plus actif que celui chargé dans le réacteur 1. On constate, par rapport aux essais 3 à 6, une perte en oléfines et une teneur en mercaptans résiduels supérieures, pour une teneur en soufre dans les effluents équivalente.
  • La comparaison entre les essais qui précède met en outre en évidence la diminution de quantité de mercaptans dans le produit obtenu grâce à la mise en oeuvre de l'invention.

Claims (18)

  1. Procédé d'hydrodésulfuration d'une essence comprenant la mise en oeuvre d'un catalyseur comprenant un support et une phase active comprenant du nickel ou du cobalt et dans lequel le diamètre moyen de pores dudit catalyseur est supérieur à 20 nanomètres.
  2. Procédé selon la revendication 1 dans lequel le diamètre moyen de pores est compris entre 20 et 100 nm.
  3. Procédé selon la revendication 1 ou 2 dans lequel le catalyseur contient au moins un métal du groupe VI.
  4. Procédé selon la revendication 3 dans lequel la densité surfacique du métal du groupe VI est compris entre 2.10-4 et 40.10-4 gramme d'oxyde dudit métal par m2 de support.
  5. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel le support est choisi dans le groupe constitué par les alumines, la silice, les silices alumine ou encore les oxydes de titane ou de magnésium utilisés seul ou en mélange avec l'alumine ou la silice alumine.
  6. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel le support est constitué au moins en partie par une alumine.
  7. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel la surface spécifique du support est inférieure à 200 m2/g.
  8. Procédé d'hydrodésulfuration selon la revendication 1 comprenant au moins deux étapes successives d'hydrodésulfuration dans lequel ledit catalyseur est mise en oeuvre dans au moins une desdites étapes.
  9. Procédé selon la revendication 8 dans lequel la température réactionnelle des étapes successives est comprise entre 150°C et 450°C, la pression est comprise entre 0,4 et 3 MPa relatifs et le rapport volumique hydrogène sur hydrocarbures H2/HC est compris entre 50 N l/l et 800 N l/l.
  10. Procédé selon la revendication 9 dans lequel, pour chaque étape, la pression est inférieure à 2 MPa relatifs et la température supérieure à 250°C.
  11. Procédé selon l'une des revendications 8 à 10 dans lequel les étapes successives sont réalisées sans dégazage intermédiaire.
  12. Procédé selon l'une des revendications 8 à 11 comprenant une succession d'étapes d'hydrodésulfuration, caractérisé en ce que l'activité du catalyseur d'une étape n+1 est comprise entre 1% et 90% de l'activité du catalyseur de l'étape n.
  13. Procédé selon la revendication 12 dans lequel l'activité d'une étape est comprise entre 1% et 50% de l'activité du catalyseur de l'étape précédente.
  14. Procédé selon l'une des revendications 12 ou 13 dans lequel la température réactionnelle de l'étape n+1 est supérieure à celle de l'étape n.
  15. Procédé selon l'une des revendications 12 à 14 dans lequel le catalyseur de l'étape n+1 est le catalyseur de l'étape n ayant subi une désactivation partielle.
  16. Procédé selon la revendication 15 dans lequel la désactivation du catalyseur est obtenue par mise au contact du catalyseur avec une charge contenant une fraction hydrocarbonée comprenant des oléfines à une température d'au moins 250°C.
  17. Procédé selon la revendication 16 dans lequel le catalyseur de l'étape n est recyclé dans l'étape n+1 lorsque son activité a diminuée d'au moins 10%.
  18. Procédé selon l'une des revendications 12 à 14 dans lequel le catalyseur de l'étape n+1 comprend une teneur en métaux inférieure à celle du catalyseur de l'étape n.
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