EP2426189A1 - Procédé de production de carburants kérosène et diesel à partir de coupes insaturées légeres et de coupes aromatiques riches en BTX - Google Patents

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EP2426189A1 EP11290375A EP11290375A EP2426189A1 EP 2426189 A1 EP2426189 A1 EP 2426189A1 EP 11290375 A EP11290375 A EP 11290375A EP 11290375 A EP11290375 A EP 11290375A EP 2426189 A1 EP2426189 A1 EP 2426189A1
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cut
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Annick Pucci
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Definitions

  • the present invention provides an attractive solution allowing from light cracked naphtha (possibly including any proportion of C3 and C4 olefinic cuts called "LPG"), and an aromatic cut rich in BTX, to meet an increased demand for fuel diesel and kerosene, without involving new and expensive hydrocracking units.
  • LPG light cracked naphtha
  • BTX aromatic cut rich in BTX
  • the solution described in the present invention is particularly well suited to remodeling of existing refining units.
  • refiners face surpluses of gas whose exports in geographically deficient areas are uncertain in the short term because of the increase in refining capacity and / or the decrease in consumption in the regions. concerned areas.
  • the present solution can be defined as an alternative to the "hydrocracking" solution, using an oligomerization of light olefins of 3 to 10 carbon atoms, preferably of 4 to 6 carbon atoms, coupled to an alkylation of olefins. from 8 to 10 carbon atoms, not reacted to oligomerization on a high-BTX cut, generally available from a semi-regenerative or regenerative reforming.
  • the solution that is the subject of the present invention remains economically much less expensive than the hydrocracking solution in terms of investment, utilities and hydrogen consumption, and leads to a reduction in gasoline and an increase in distillate in the same order of magnitude.
  • the petrol fraction constituting the charge (1) is generally a catalytic cracking gasoline which contains from 5 to 10 carbon atoms, and preferably from 5 to 7 carbon atoms.
  • step 2 of treatment with an acidic catalyst uses an acidic catalyst of ion exchange resin or phosphoric supported type, or any acid catalyst previously used in the steps downstream oligomerization (OLG) or alkylation (ALK), in a temperature range of 20 ° C to 350 ° C, preferably from 40 ° C to 250 ° C, and in a pressure range of 1 bar at 100 bar, preferably from 10 to 30 bar, and in a range of VVH from 0.1 hr -1 to 5 hr -1, preferably from 0.3 hr -1 to 2.0 hr -1.
  • OLG oligomerization
  • ALK alkylation
  • VVH designates the ratio between the volume flow rate of charge and the volume of catalyst.
  • the oligomerization step 4 is fed with the cracking gasoline (4) and an LPG cut containing olefins, and operates on an acid catalyst preferably of zeolitic type, or silica-alumina, in a temperature range of 20 ° C to 400 ° C, preferably 100 ° C to 350 ° C, and in a pressure range of 1 to 100 bar, preferably 20 to 70 bar, and in a range of VHV from 0.1 hr-1 hr to hr-1 and preferably from hr-hr to 1.0 hr-1.
  • an acid catalyst preferably of zeolitic type, or silica-alumina
  • the alkylation step (ALK) is fed by the effluent (8) of the oligomerization unit (OLG), and by a cut rich in aromatics (9). ) containing from 6 to 12 carbon atoms, and more preferably from 6 to 9 carbon atoms, and working on an acid catalyst preferably of zeolitic or silicoaluminate type, in a temperature range of 20 ° C to 400 ° C , preferably from 100 ° C to 350 ° C, and in a pressure range from 1 bar to 100 bar, preferably from 20 bar to 70 bar, and in a range of VVH from 0.05 h-1 to 5 h -1, and preferably 0.1 h -1 to 2.0 h -1.
  • step 6 of hydrotreatment uses a catalyst containing at least one metal chosen from Ni, Co, and Mo, and operates in a temperature range of 50 ° C to 400 ° C, preferably 100 ° C to 350 ° C, and in a pressure range of 1 bar to 100 bar, more preferably 20 to 100 ° C. bars at 70 bar, and in a range of VHV from 0.1 hr-1 to hr-1, and preferably from 0.5 hr-1 to 5.0 hr-1.
  • step 6 of hydrotreatment uses a catalyst containing at least one metal chosen from Pd and Pt, and operates in a temperature range of 50 ° C. to 300 ° C. ° C, and preferably from 100 ° C to 250 ° C, in a pressure range of 1 bar to 100 bar, and preferably from 20 bar to 70 bar, and in a range of VVH of 0.10h. 1 to 10 h -1, and preferably from 0.5 h -1 to 5.0 h -1.
  • step 2 of treatment on acid catalyst (TR) is preceded by a step 1 of selective hydrogenation (SHU) of the starting gasoline cut.
  • SHU selective hydrogenation
  • the present invention describes a process for obtaining diesel fuel or kerosene from olefinic cuts, typically from a catalytic cracking unit (abbreviated as FCC) and a BTX-rich fraction (abbreviation of benzene, toluene).
  • FCC catalytic cracking unit
  • BTX-rich fraction abbreviation of benzene, toluene
  • xylene typically results from a semi-regenerative or regenerative reforming unit, generally present at the same site as the FCC unit.
  • the olefinic cut can also come from steam-cracking units (abbreviated as SC), Fischer Tropsch synthesis unit (abbreviated as FT), coking (denoted CK abbreviated) or a viscosity unit. reduction (noted VB abbreviated).
  • SC steam-cracking units
  • FT Fischer Tropsch synthesis unit
  • CK coking
  • VB viscosity unit. reduction
  • the BTX-rich fraction can also come from a steam cracking unit (SC), a steam reforming unit (abbreviated as VR), an olefin cracking unit (abbreviated CO) or a transforming unit.
  • MTO methanol to olefins
  • the feed to be treated (1) is a gasoline distillation range of between 30 ° C and 250 ° C.
  • This charge is optionally sent to a SHU unit which makes it possible to selectively hydrogenate gum-forming unsaturated hydrocarbons, such as diolefins.
  • the treated effluent (2) is sent directly or after distillation to a treatment unit (TR) based on the use of an acid catalyst, preferably a resin type catalyst ion exchange, as described in the patent FR 2.840.620 or of supported phosphoric acid type.
  • This step is intended to capture poisonous compounds acid catalysts, including nitrogen compounds, and optionally, to turn them into heavier compounds.
  • the head cut (4) is sent to an oligomerization unit (OLG) which will form oligomers with a number of carbon atoms of between 8 and 20 constituting the flow. (7).
  • OLG oligomerization unit
  • the oligomerization unit preferably operates on an acid catalyst of zeolitic or silica-alumina type, in a temperature range of 20 ° C to 400 ° C, preferably from 100 ° C to 350 ° C, and in a pressure range from 1 bar to 100 bar, preferably from 20 bar to 70 bar, and in a range of VVH from 0.1 hr -1 to 5 hr -1 and preferably from 0.2 hr -1 to 1 hr. , 0h-1.
  • the fraction of light olefins having a boiling point of less than 150 ° C. which has not reacted in the oligomerization unit (OLG) constitutes the stream (8) which feeds the alkylation unit (ALK). which uses a BTX cut (9) generally derived from a regenerative species reforming unit.
  • the alkylation unit of the olefins (8) from the oligomerization unit (OLG) on the BTX cut (9) preferably operates on an acid catalyst of zeolitic or silicoaluminate type, in a temperature range of 20 °. C at 400 ° C, preferably 100 ° C to 350 ° C, and in a pressure range of 1 bar to 100 bar, preferably 20 bar to 70 bar, and in a range of VVH 0.05h -1 to 5 h -1 and preferably 0.1 h -1 to 2.0 h -1.
  • the intermediate effluent (5) of the distillation column CD1 is sent to the gasoline pool.
  • the effluent (11) of the alkylation unit (ALK) is sent to a second distillation column (CD2) which produces in the bottom an effluent (11c) which is sent to the total hydrogenation unit (HT). and thus contributes to the production of the desired diesel (13).
  • the lateral effluent (11b) of the distillation column (CD2) is returned to the alkylation unit (ALK).
  • the overhead effluent (11a) of column CD2 is sent to the gasoline pool.
  • Tables A and B below give details of flows according to the scheme of the figure 1 .
  • the process according to the invention therefore produced 66 tonnes / hour of diesel (13), from 100 tonnes / hour of FCC gasoline (1), of 18 tonnes / hour of BTX cut (9) and 25 tonnes of gasoline.

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Abstract

Procédé de production de carburants kérosène et diesel à partir d'une coupe dite naphta craqué léger, à laquelle on peut ajouter une quantité quelconque de coupe LPG, et d'une coupe aromatique riche en BTX, faisant appel à une étape d'oligomérisation d'oléfines et d'alkylation des oléfines sur les aromatiques.

Description

    INTRODUCTION
  • L'évolution des moteurs automobiles entraîne actuellement une augmentation de la demande en carburant diesel au dépend de celle de l'essence.
  • Les prévisions concernant l'évolution du marché des carburants automobiles indiquent une diminution quasi généralisée dans le monde de la demande en essence.
  • Ainsi, alors qu'en 2000 le rapport de consommation d'essence par rapport au diesel était de 2, on prévoit qu'il sera proche de 1,5 en 2015.
  • Pour l'Union Européenne, cette diminution est extrêmement forte, puisque ce rapport qui était de 1 en 2000, devrait passer à 0,5 en 2012, et même encore baisser au delà.
  • Par ailleurs, la demande en kérosène devrait également significativement augmenter dans les prochaines années en liaison avec l'évolution du marché du transport aérien.
  • Cette évolution inéluctable vers une demande accrue en distillats moyens, et la diminution de la demande en essence pose à l'industrie du raffinage un grave problème d'adaptation de l'offre à la demande, et ceci dans un délai très court peu compatible avec la construction de nouvelles installations coûteuses et longues à mettre en oeuvre, telles que les hydrocraquages de gasoil sous vide.
  • La présente invention propose une solution attractive permettant à partir de naphta craqué léger (incluant éventuellement une proportion quelconque de coupes oléfiniques C3 et C4 dite "LPG"), et d'une coupe aromatique riche en BTX, de répondre à une demande accrue en carburant diesel et kérosène, sans impliquer d'unités neuves et couteuses d'hydrocraquage.
  • La solution décrite dans la présente invention est particulièrement bien adaptée à des remodelages d'unités de raffinage existantes.
    • ART ANTERIEUR
  • Dans un marché dominé par la consommation d'essence, comme c'est le cas par exemple aux États-Unis, la production de carburant diesel est assurée essentiellement à partir des distillats moyens dit "straight run", c'est à dire provenant de la distillation directe du pétrole brut.
  • Ces distillats moyens doivent être hydrotraités pour répondre aux spécifications maintenant très sévères de teneur en soufre (10 ppm max) et de teneurs en aromatiques. Actuellement, cette production est notoirement insuffisante et oblige les raffineurs dans certaines zones géographiques, et notamment l'Europe, à importer du carburant diesel pour satisfaire à la demande intérieure.
  • Inversement, et particulièrement en Europe, les raffineurs font face à des excédents d'essence dont les exportations dans les zones géographiques déficitaires sont incertaines à court terme en raison de l'augmentation des capacités de raffinage et/ou de la baisse de consommation dans les zones concernées.
  • Pour toutes ces raisons, un certain nombre de raffineurs ont construit des installations d'hydrocraquage qui permettent de transformer des coupes lourdes telles que le gasoil sous-vide en carburant diesel de très bonne qualité. Néanmoins, ce procédé est très coûteux en investissement et utilités car il fonctionne à très haute pression (supérieures à 100 bars), et entraîne une très forte consommation d'hydrogène (de l'ordre de 10 à 30 kg d'hydrogène par tonne de charge), nécessitant d'implanter une installation spécifique de production d'hydrogène. D'autres solutions moins couteuses pour produire du carburant diesel sont envisageables, à savoir l'oligomérisation des oléfines légères ayant de 3 à 6 atomes de carbone, par exemple issues du craquage catalytique. Cependant ces coupes oléfiniques contiennent très souvent des impuretés sulfurées et azotées qui désactivent rapidement le catalyseur d'oligomérisation et peuvent rendre le procédé moins économique. Il est donc nécessaire de purifier la charge de l'oligomérisation. Ceci se fait en ajoutant des équipements de purification, le plus souvent en plusieurs étapes, incluant des masses adsorbantes diverses, régénératives ou non régénératives.
  • La présente solution peut se définir comme une alternative à la solution "hydrocraquage", faisant appel à une oligomérisation d'oléfines légères de 3 à 10 atomes de carbone, de manière préférée de 4 à 6 atomes de carbone, couplée à une alkylation des oléfines de 8 à 10 atomes de carbone, n'ayant pas réagi à l'oligomérisation sur une coupe riche en BTX, généralement disponible à partir d'un reforming semi régénératif ou régénératif.
  • Cette alkylation aboutit à une coupe située dans la gamme des distillats moyens (gazole ou kérosène) qu'il faut ensuite hydrotraiter et/ou hydrogéner pour aboutir à des produits commerciaux.
  • La solution objet de la présente invention reste économiquement beaucoup moins couteuse que la solution hydrocraquage en termes d'investissement, d'utilités et de consommation d'hydrogène, et conduit à une réduction d'essence et une augmentation de distillat dans le même ordre de grandeur.
    • DESCRIPTION SOMMAIRE DE L'INVENTION
  • La présente invention décrit un procédé de production de gazole (13) à partir d'une coupe essence (1) provenant d'une unité de craquage catalytique, et d'une coupe BTX (9) provenant d'une unité de reformage catalytique des essences, faisant appel à l'enchainement d'étapes suivantes:
    • une étape optionnelle 1 d'hydrogénation sélective (SHU) de la coupe essence de départ,
    • une étape 2 de traitement sur catalyseur acide (TR) de l'effluent issu de l'étape 1,
    • une étape 3 de distillation de l'effluent de l'étape 2 réalisée dans une première colonne à distiller (CD1) permettant de séparer en tête une coupe oléfinique (4) ayant un point final d'ébullition d'environ 60°, intermédiairement une coupe (5) d'intervalle de distillation compris entre 60°C et 150°C, et en fond une coupe (6) de point d'ébullition supérieur à 150°C, qui est envoyée vers une unité d'hydrotraitement (HDT), l'effluent (12) de l'unité d'hydrotraitement étant envoyé vers une unité d'hydrogénation totale (HT) qui produit le gazole recherché (13).
    • une étape 4 d'oligomérisation (OLG) de la coupe oléfinique (4) éventuellement en mélange avec une coupe LPG (10) contenant des oléfines, de laquelle on extrait après distillation un flux (7) d'oléfines oligomérisées à nombre d'atomes de carbone allant de 8 à 20, qui est envoyée pour une première partie par le flux 7a, vers l'unité d'hydrotraitement (HDT) constituant l'étape (6), et pour une seconde partie par le flux 7b, vers l'unité d'hydrogénation totale (HT),
    • une étape 5 d'alkylation du flux (8) d'oléfines en C3 et en C8 sur la coupe BTX (9), l'effluent (11) de l'unité d'alkylation (ALK) étant envoyé dans une seconde colonne à distiller (CD2) de laquelle on extrait 3 coupes:
    • une coupe essence (11a) de point d'ébullition inférieur à 100°C qui est envoyée vers le pool essence,
    • une coupe intermédiaire (11b) d'intervalle de distillation compris entre 100°C et 150°C, essentiellement constituée des BTX n'ayant pas réagi, qui est en majorité recyclée à l'entrée de l'unité d'alkylation (ALK), à l'exception d'une fraction constituant la purge de ladite unité (ALK) qui est elle même envoyée au pool essence après stabilisation,
    • une coupe lourde (11c) de point d'ébullition supérieur à 150°C qui est envoyée à l'unité d'hydrogénation totale (HT) de laquelle est extrait le gazole recherché (13).
  • La coupe essence constituant la charge (1) est généralement une essence de craquage catalytique qui contient de 5 à 10 atomes de carbone, et de manière préférée, de 5 à 7 atomes de carbone.
  • Selon une variante préférée du procédé selon la présente invention, l'étape 2 de traitement sur catalyseur acide (TR) fait appel à un catalyseur acide de type résine échangeuse d'ion, ou phosphorique supporté, ou tout catalyseur acide préalablement utilisé dans les étapes aval d'oligomérisation (OLG) ou d'alkylation (ALK), dans une gamme de température de 20°C à 350 °C, de manière préférée de 40°C à 250 °C, et dans une gamme de pression de 1 bar à 100 bars, de manière préférée de 10 à 30 bars, et dans une gamme de VVH de 0,1 h-1 à 5 h-1, de manière préférée de 0,3 h-1 à 2,0 h-1.
  • On rappelle que 1 bar = 105 Pascal et que la VVH désigne le rapport entre le débit volumique de charge et le volume de catalyseur.
  • Selon une autre variante préférée du procédé selon la présente invention, l'étape d'oligomérisation 4 est alimentée par l'essence de craquage (4) et une coupe LPG contenant des oléfines, et travaille sur un catalyseur acide de préférence de type zéolitique, ou silice alumine, dans une gamme de température de 20°C à 400 °C, de manière préférée de 100°C à 350 °C, et dans une gamme pression de 1 à 100 bars, de manière préférée de 20 à 70 bars, et dans une gamme de VVH de 0,1 h-1 à 5 h-1 et de manière préférée de 0,2 h-1 à 1,0 h-1.
  • Selon une variante préférée du procédé selon la présente invention, l'étape 5 d'alkylation (ALK) est alimentée par l'effluent (8) de l'unité d'oligomérisation (OLG), et par une coupe riche en aromatiques (9) contenant de 6 à 12 atomes de carbone, et de manière encore préférée de 6 à 9 atomes de carbone, et travaille sur un catalyseur acide de préférence de type zéolitique ou silicoaluminate, dans une gamme de température de 20°C à 400 °C, de manière préférée de 100°C à 350 °C, et dans une gamme de pression de 1 bar à 100 bars, de manière préférée de 20 bars à 70 bars, et dans une gamme de VVH de 0,05 h-1 à 5 h-1, et de manière préférée de 0,1 h-1 à 2,0 h-1.
  • Selon une autre variante préférée du procédé selon la présente invention, l'étape 6 d'hydrotraitement (HDT) utilise un catalyseur contenant au moins un métal choisi parmi le Ni, le Co, et le Mo, et opère dans une gamme de température de 50°C à 400 °C, de manière préférée de 100°C à 350 °C, et dans une gamme de pression de 1 bar à 100 bars, de manière préférée de 20 bars à 70 bars, et dans une gamme de VVH de 0,1 h-1 à 10 h-1, et de manière préférée de 0,5 h-1 à 5,0 h-1.
  • Selon une autre variante du procédé selon la présente invention, l'étape 6 d'hydrotraitement (HDT) utilise un catalyseur contenant au moins un métal choisi parmi le Pd et le Pt, et opère dans une gamme de température de 50°C à 300 °C, et de manière préférée de 100°C à 250 °C, dans une gamme de pression de 1 bar à 100 bars, et de manière préférée de 20 bar à 70 bars, et dans une gamme de VVH de 0,10h-1 à 10 h-1, et de manière préférée de 0,5 h-1 à 5,0h-1.
  • Enfin, selon une dernière variante du procédé selon la présente invention, l'étape 2 de traitement sur catalyseur acide (TR) est précédée d'une étape 1 d'hydrogénation sélective (SHU) de la coupe essence de départ.
    • DESCRIPTION DETAILLEE DE L'INVENTION
  • La présente invention décrit un procédé d'obtention de carburant diesel ou kérosène à partir de coupes oléfiniques issue typiquement d'une unité de craquage catalytique des essences (notée FCC en abrégé) et d'une coupe riche en BTX (abréviation de benzène, toluène, xylène) issue typiquement d'une unité de reforming semi régénérative ou régénérative, généralement présente sur le même site que l'unité de FCC.
  • On entend par "typiquement" le cas le plus fréquent qui n'exclut pas d'autres sources telles que décrites ci après.
  • La coupe oléfinique peut également provenir d'unités de type vapocraquage (notée SC en abrégé), d'unité de synthèse Fischer Tropsch (notée FT en abrégé), de cokéfaction (notée CK en abrégé) ou encore d'une unité de visco-réduction (notée VB en abrégé). La coupe riche en BTX peut provenir également d'une unité de vapocraquage (SC), de vaporéformage (notée VR en abrégé), d'une unité de craquage d'oléfines (notée CO en abrégé), ou encore d'une unité transformant le méthanol en oléfines (notée MTO en abrégé).
  • La charge à traiter (1) est une essence d'intervalle de distillation compris entre 30°C et 250°C. Cette charge est éventuellement envoyée dans une unité SHU qui permet d'hydrogéner sélectivement les hydrocarbures insaturés générateurs de gomme, tels que les dioléfines. L'effluent traité (2) est envoyé directement ou après distillation dans une unité de traitement (TR) reposant sur l'utilisation d'un catalyseur acide, de préférence un catalyseur de type résine échangeuse d'ions, telle que décrite dans le brevet FR 2.840.620 , ou de type acide phosphorique supporté.
  • Cette étape a pour but de capter des composés empoisonnants des catalyseurs acides, notamment les composés azotés, et optionnellement, de les transformer en composés plus lourds.
  • Il a été en effet observé de manière surprenante que les catalyseurs cités ci dessus, après une période de captation quasi totale des composés azotés, continuent à convertir les composés azotés de la charge en composés plus lourds de sorte que si une distillation est installée en aval du traitement, la coupe légère obtenue en tête de la colonne de distillation est appauvrie en azote. Cette coupe légère de tête peut être traitée sans purification additionnelle sur les catalyseurs acides aval.
  • Il a été également observé sur cette étape de traitement (TR), un alourdissement des composés soufrés de sorte que la coupe légère issue de la distillation aval est aussi appauvrie en composés soufrés.
  • L'effluent (3) de l'unité de traitement aux résines (TR) est envoyé dans une colonne à distiller (CD1) de laquelle on extrait 3 coupes:
    1. a) une coupe de tête correspondant au flux (4) qui est envoyé dans l'enchainement d'unités oligomérisation (OLG) - alkylation sur BTX (ALK) en vue de produire une coupe (11) d'intervalle de distillation de type gazole qui est hydrogénée dans l'unité d'hydrogénation totale (HT) pour produire le distillat recherché (13),
    2. b) une coupe intermédiaire (5) qui peut être envoyée dans une unité d'hydrodésulfuration permettant de réduire la teneur en soufre à moins de 10 ppm (non représentée sur la figure 1).
  • Ce type d'unité est par exemple l'unité connue commercialement sous le nom de Prime G+, commercialisée par la société AXENS, dont on peut trouver une description dans le brevet FR 2.797.639 .
    • c) une coupe de fond (6) qui est envoyée dans une unité d'hydrotraitement sévère (HDT) permettant de réduire la teneur en soufre à moins de 10 ppm, d'hydrogéner la quasi totalité des oléfines, et de réduire significativement la teneur en aromatiques. L'effluent de l'unité d'hydrotraitement (HDT), noté flux (12), est envoyé vers l'unité d'hydrotraitement total (HT).
  • La coupe de tête (4), éventuellement en mélange avec une coupe LPG (10), est envoyée dans une unité d'oligomérisation (OLG) qui va former des oligomères à nombre d'atomes de carbone compris entre 8 et 20 constituant le flux (7).
  • En fonction de sa teneur en soufre, ce flux (7) est:
    • soit envoyé (flux 7a) vers l'unité d'hydrotraitement (HDT), lorsque sa teneur en soufre est supérieure à 10 ppm,
    • soit envoyé (flux 7b) vers l'unité d'hydrogénation totale (HT) lorsque sa teneur en soufre est inférieure à 10 ppm.
  • L'unité d'oligomérisation (OLG) fonctionne préférentiellement sur un catalyseur acide de type zéolitique ou silice alumine, dans une gamme de température de 20°C à 400 °C, de manière préférée de 100°C à 350 °C, et dans une gamme pression de 1 bar à 100 bars, de manière préférée de 20 bars à 70 bars, et dans une gamme de VVH de 0,1 h-1 à 5 h-1 et de manière préférée de 0,2h-1 à 1,0h-1.
  • La fraction d'oléfines légères, de point d'ébullition inférieur à 150°C, n'ayant pas réagi dans l'unité d'oligomérisation (OLG) constitue le flux (8) qui alimente l'unité d'alkylation (ALK) qui fait appel à une coupe BTX (9) généralement issue d' une unité de reforming régénératif des essences.
  • L'unité d'alkylation des oléfines (8) issues de l'unité d'oligomérisation (OLG), sur la coupe BTX (9) fonctionne préférentiellement sur un catalyseur acide de type zéolitique ou silicoaluminate, dans une gamme de température de 20°C à 400 °C, de manière préférée de 100°C à 350 °C, et dans une gamme pression de 1 bar à 100 bars, de manière préférée de 20 bars à 70 bars, et dans une gamme de VVH de 0,05h-1 à 5 h-1 et de manière préférée de 0,1 h-1 à 2,0 h-1.
  • L'effluent (11) de l'unité d'alkylation (ALK) est envoyé dans une colonne à distiller (CD2) d'où l'on extrait 3 coupes:
    • une coupe essence (11a) de point d'ébullition inférieur à 100°C qui est envoyée vers le pool essence,
    • une coupe intermédiaire (11b) d'intervalle de distillation compris entre 100°C et 150°C, essentiellement constituée des BTX n'ayant pas réagi et qui est en majorité recyclée à l'entrée de l'unité d'alkylation, à l'exception d'une fraction constituant la purge de l'unité et qui est elle même envoyée au pool essence après stabilisation,
    • une coupe lourde (11c) de point d'ébullition supérieur à 150°C qui est envoyée à l'unité d'hydrogénation totale (HT) de laquelle est extrait le gazole recherché (13).
    EXEMPLE
  • L'exemple suivant illustre le procédé selon l'invention.
  • On part d'une charge constituée d'une essence de craquage catalytique et d'une coupe BTX provenant d'une unité de reformage catalytique. On ajoute également à cette charge une coupe LPG provenant de l'unité de craquage catalytique.
  • Les débits massiques des constituants de la charge sont les suivants:
    • essence (1): 100 t/h
    • coupe BTX (9): 18 t/h
    • coupe LPG(10): 25 t/h
  • L'essence (1) est introduite dans une unité d'hydrogénation sélective (SHU) qui fonctionne aux conditions suivantes:
    • pression 15 bars effectifs
    • température 120°C
    • catalyseur HR 945 commercialisé par la société Axens, avec une VVH de 2 h-1 l'essence hydrogénée (2) est introduite dans une unité de traitement sur catalyseur acide (TR) qui fonctionne aux conditions suivantes:
    • pression 15 bars effectifs
    • température 100 °C
    • catalyseur TA 801 commercialisé par la société Axens, avec une VVH de 0,5 h-1
  • L'effluent (3) de l'unité TR est introduit dans une colonne à distiller (CD1) de laquelle on sépare:
    • en tête une coupe oléfinique (4) ayant un point final d'ébullition de 60°C,
    • intermédiairement une coupe (5) d'intervalle de distillation compris entre 60°C et 150°C,
    • en fond une coupe (6) de point d'ébullition supérieur à 150°C.
  • La coupe de tête (4) est mélangée avec une certaine quantité de coupe LPG (10) et le mélange résultant est introduit dans l'unité d'oligomérisation (OLG) qui fonctionne aux conditions suivantes:
    • pression: 60 bars effectifs
    • température: 160 °C
    • catalyseur IP 811 commercialisé par la société Axens, avec une VVH de 0,5 à 2 h-1.
  • L'unité d'oligomérisation (OLG) produit d'une part un effluent (7) constitué d'oléfines oligomérisées qui est envoyé pour partie (7a) en mélange avec la coupe (6) de fond de la colonne à distiller (CD1) dans une unité d'hydrotraitement (HDT) fonctionnant aux conditions suivantes:
    • pression 20 bars effectifs
    • température 300°C
    • catalyseur HR 506 commercialisé par la société Axens, utilisé avec une VVH de 1 h-1. L'effluent (12) de l'unité d'hydrogénation (HDT) est envoyé vers l'unité d'hydrogénation totale (HT), éventuellement en mélange avec la partie (7b) de l'effluent oléfinique (7). L'effluent (13) de l'unité d'hydrogénation totale (HT) constitue la production de gazole recherché aux spécifications suivantes:
      • indice de cétane moteur : 45
      • densité 0,775 kg/m3
  • L'effluent intermédiaire (5) de la colonne à distiller CD1 est envoyé au pool essence.
  • L'unité d'oligomérisation (OLG) produit également un effluent (8) d'oléfines en C3 et C4 qui est envoyé avec la coupe BTX (9) dans une unité d'alkylation (ALK) travaillant aux conditions suivantes:
    • pression 2500 kPa (k est l'abréviation de kilo soit 103 pascal)
    • température 150°C
    • catalyseur zéolithe Y,
    • VSL : 2,5 h-1
  • L'effluent (11) de l'unité d'alkylation (ALK) est envoyé dans une seconde colonne à distiller (CD2) qui produit en fond un effluent (11c) qui est envoyé dans l'unité d'hydrogénation totale (HT) et contribue donc à la production du gazole recherché (13).
  • L'effluent latéral (11b) de la colonne à distiller (CD2) est renvoyé à l'unité d'alkylation (ALK). L'effluent de tête (11a) de la colonne CD2 est envoyé vers le pool essence.
  • Les tableaux A et B ci dessous donnent le détail des flux selon le schéma de la figure 1.
  • Globalement le procédé selon l'invention a donc produit 66 tonnes / heure de gazole (13), à partir de 100 tonnes /heure d'essence de FCC (1), de 18 tonnes/heure de coupe BTX (9) et de 25 t/h de coupe LPG de FCC (10), soit un rendement (13)/(1)+(9)+(10) de 46% de transformation d'une coupe essence en coupe distillat, utilisable comme base de kérosène ou de gazole.
  • Pour la bonne compréhension des tableaux A et B, nous précisons la signification des abréviations utilisées:
    • Cn désigne une coupe paraffinique à n atomes de carbone
    • Cn= désigne une coupe oléfinique à n atomes de carbone
    • A désigne les aromatiques
    • B désigne le benzène,
    • T désigne le toluène, X désigne les xylènes
    • les indices n,i,c signifient respectivement normale (ou linéaire), iso (ou ramifié) et cycliques.
    TABLEAU "A"
    Feed Effluent SHU Effluent TR CD1 lights CD1 heart cut CD1 heavy cut Feed C4 Oligo Feed Oligo Prod Oligo heavies Oligo lights
    (1) (2) (3) (4) (5) (6) (10) (10)+(4) (8)+(7) (7) (8)
    C4(i,n) 0.05 0.08 0.08 0.08 - - 12.00 12.08 12.08 - 12.08
    C4= 0.27 0.24 0.22 0.22 - - 13.00 13.22 0.66 - 0.66
    C5(i,n,c) 10.49 11.14 11.14 11.14 - - - 11.14 11.14 - 11.14
    C5= 13.10 12.74 11.47 11.47 - - - 11.47 1.72 - 1.72
    C6(i,n,c) 8.57 8.77 8.77 0.88 7.90 - - 0.88 0.88 - 0.88
    C6= 8.34 8.13 8.13 0.81 7.32 - - 0.81 0.20 - 0.20
    B 0.94 0.94 0.94 - 0.94 - - - - - -
    C7(i,n,c) 6.28 6.28 6.28 - 6.28 - - - - - -
    C7= 3.61 3.61 3.61 - 3.61 - - - -
    T 4.87 4.87 4.87 - 4.87 - - - - - -
    C8(i,n,c) 4.09 4.09 4.09 - 4.09 - - - - - -
    C8= 1.64 1.64 1.64 - 1.64 - - - - - -
    X 9.70 9.70 9.70 - 9.70 - - - - - -
    C9(i,n,c) 1.85 1.85 1.85 - 0.56 1.30 - - - - -
    C9= 1.26 1.26 1.26 - 0.38 0.89 - - - - -
    A9 9.93 9.93 9.93 - 1.49 8.44 - - - - -
    C10(i,n,c) 1.90 1.90 1.90 - - 1.90 - - - - -
    C10= 0.84 0.84 0.84 - - 0.84 - - - - -
    A10 7.88 7.88 7.88 - - 7.88 - - - - -
    C11(i,n,c) 0.57 0.57 0.57 - - 0.57 - - - - -
    C11= 0.70 0.70 0.70 - - 0.70 - - - - -
    A11 1.28 1.28 1.28 - - 1.28 - - - -
    C12(i,n,c) 0.46 0.46 0.46 - - 0.46 - - - - -
    C12= 0.14 0.14 0.14 - - 0.14 - - - - -
    A12 0.89 0.89 0.89 - - 0.89 - - - - -
    C12(i,n,c) 0.02 0.02 0.02 - - 0.02 - - - - -
    C12= - - - - - - - - - - -
    A12 0.01 0.01 0.01 - - 0.01 - - - - -
    Oligomères C8-C12 - - 1.30 - 1.30 - - - 17.19 - 17.19
    Oligomères C12-C16 - - - - - - - - 5.73 5.73 -
    Alkylate - -
    Dienes 0.33 0.03 0.03 - - 0.03 - - - - -
    HT oligomers C12-C15 - -
    HT Alkylate - -
    S(ppm pds) 1000 800 800 8 320 472 10 9 9 78 0
    N(ppm pds) 30 27 14 0 3 11 1 1 1 5 0
    Total 100.00 100.00 100.00 24.60 50.06 25.35 25.00 49.60 49.60 5.73 43.87
    TABLEAU"B"
    Feed BTX BTX recycle Alky effluent Light purge Heart cut purge Heavy Product Heart cut to gasoline Oligo Heavies to HDT Oligo Heavies to HT HDT Effluent (après strippeur) (H2 feed non exemplifié) HT feed HDT Effluent (après strippeur) (H2 feed non exemple)
    (9) (11b)recycle (11) (11a) (11b) (11c) (11b)out (7a) (7b) (12a) (7b+12+11c) (13)
    C4(i,n) - - 12.08 12.08 - - - - - - - -
    C4= - - 0.01 0.1 - - - - - - - -
    C5(i,n,c) - - 11.14 11.14 - - - - - - - -
    C5= - - 0.02 0.02 - - - - - - - -
    C6(i,n,c) - - 0.88 0.88 - - - - - - - -
    C6= - - 0.00 0.00 - - - - - - - -
    B - - - - - - - - - - - -
    C7(i,n,c) - - - - - - - - - - - -
    C7= - - - - - - - - - - -
    T 14.00 68.55 70.7 - 70.67 - 2.12 - - - - -
    C8(i,n,c) - - - - - - - - - - - -
    C8= - - - - - - - - - - - -
    X 4.00 1.29 - - 1.33 - 0.04 - - - - -
    C9(i,n,c) - - - - - - - - - 1.39 1.39 6.40
    C9= - - - - - - - - - 0.80 0.80 -
    A9 - - - - - - - - - 8.44 8.44 4.22
    C10(i,n,c) - - - - - - - - - 1.98 1.98 6.68
    C10= - - - - - - - - - 0.76 0.76 -
    A10 - - - - - - - - - 7.88 7.88 3.94
    C11(i,n,c) - - - - - - - - - 0.64 0.64 1.91
    C11= - - - - - - - - - 0.63 0.63 -
    A11 - - - - - - - - - 1.28 1.26 0.64
    C12(i,n,c) - - - - - - - - - 0.47 0.47 1.05
    C12= - - - - - - - - - 0.13 0.13 -
    A12 - - - - - - - - - 0.89 0.89 0.45
    C12(i,n,c) - - - - - - - - - 0.02 0.02 0.02
    C12= - - - - - - - - - - - -
    A12 - - - - - - - - - 0.01 0.01 0.00
    Oligomères C8-C12 - 3.64 3.75 - 3.75 - 0.11 - - - - -
    Oligomères C12-C16 - - 0.42 - - 0.42 - - 5.73 - 6.15 -
    Alkylate - - 35.06 - 0.00 35.06 0.00 - - - 35.06 -
    Dienes - - - - - - - - - 0.03 0.03 -
    HT oligomers C12-C15 6.15
    HT Alkylate 35.06
    S(ppm pds) 0 0 0 0 0 0 0 0 78 12 11 1
    N(ppm pds) 0 0 0 0 0 0 0 0 5 5 2 1
    Total 18.00 73.48 135.35 24.12 75.75 35.47 2.27 - 5.73 25.35 66.55 66.51

Claims (4)

  1. Procédé de production de gazole à partir d'une coupe essence contenant de 5 à 10 atomes de carbone, et de manière préférée de 5 à 7 atomes de carbone provenant d'une unité de craquage catalytique (1), et d'une coupe BTX (9) provenant typiquement d'une unité de reformage catalytique des essences, faisant appel à l'enchainement d'étapes suivantes:
    - une étape 1 d'hydrogénation sélective (SHU) de la coupe essence de départ,
    - une étape 2 de traitement sur catalyseur acide (TR) de l'effluent issu de l'étape 1,
    - une étape 3 de distillation de l'effluent de l'étape 2 réalisée dans une première colonne à distiller (CD1) permettant de séparer en tête une coupe oléfinique (4) ayant un point final d'ébullition d'environ 60°, intermédiairement une coupe (5) d'intervalle de distillation compris entre 60°C et 150°C, et en fond une coupe (6) de point d'ébullition supérieur à 150°C qui est envoyée dans une unité d'hydrotraitement (HDT),
    - une étape 4 d'oligomérisation (OLG) de la coupe oléfinique (4), éventuellement en mélange avec une coupe LPG (10) contenant des oléfines, de laquelle on extrait après distillation un flux (7) d'oléfines oligomérisées constituant une coupe "kéro" qui est envoyée pour une première partie (7a) vers l'unité d'hydrotraitement (HDT), et pour une seconde partie (7b) vers une unité d'hydrogénation totale (HT),
    - une étape 5 d'alkylation du flux (8) d'oléfines en C3 et en C4 issu de l'étape 4 d'oligomérisation sur la coupe BTX (9) riche en aromatiques contenant de 6 à 12 atomes de carbone, et de manière préférée 6 à 9 atomes de carbone, l'effluent (11) de l'unité d'alkylation (ALK) étant envoyé dans une seconde colonne à distiller (CD2) de laquelle on extrait 3 coupes:
    - une coupe essence (11a) de point d'ébullition inférieur à 100°C, qui est envoyée vers le pool essence,
    - une coupe intermédiaire (11b) d'intervalle de distillation compris entre 100°C et 150°C, essentiellement constituée des BTX n'ayant pas réagi qui est en majorité recyclée à l'entrée de l'unité d'alkylation, à l'exception d'une fraction (11d) constituant la purge de l'unité (ALK), et qui est elle même envoyée au pool essence après stabilisation,
    - une coupe lourde (11c) de point d'ébullition supérieur à 150°C qui est envoyée à l'unité d'hydrogénation totale (HT) de laquelle est extrait le gazole recherché (13), l'étape 4 d'oligomérisation travaillant sur un catalyseur acide de préférence de type zéolitique ou silice alumine, dans une gamme de température de 100°C à 350 °C, et dans une gamme pression de 20 à 70 bars, et dans une gamme de VVH de 0,2 à 1,0 h-1, et l'étape 5 d'alkylation travaillant sur un catalyseur acide de préférence de type zéolitique ou silicoaluminate, dans une gamme de température de 100 à 350 °C, et dans une gamme pression de 20 à 70 bars, et dans une gamme de VVH de 0,1 h-là 2,0 h-1.
  2. Procédé de production de gazole selon la revendication 1, dans lequel l'étape 2 de traitement sur catalyseur acide fait appel à un catalyseur acide de type résine échangeuse d'ion, ou phosphorique supporté, ou tout catalyseur acide préalablement utilisé dans les étapes aval d'oligomérisation (OLG) ou d'alkylation (ALK), dans une gamme de température de 20°C à 350 °C, de manière préférée de 40 à 250 °C, dans une gamme pression de 1 à 100 bars, de manière préférée de 10 à 30 bars, dans une gamme de VVH de 0,1 à 5 h-1, de manière préférée de 0,3 à 2,0 h-1.
  3. Procédé de production de distillats selon la revendication 1, dans lequel l'étape d'hydrotraitement (HDT) utilise un catalyseur contenant au moins un métal choisi parmi le Ni, le Co, et le Mo, et opère, dans une gamme de température de 50 à 400 °C, de manière préférée de 100 à 350 °C, et dans une gamme pression de 1 à 100 bars, de manière préférée de 20 à 70 bars, et dans une gamme de VVH de 0,1h-1 à 10 h-1 et de manière préférée de 0,5h-1 à 5,0h-1.
  4. Procédé de production de distillats selon la revendication 1, dans lequel l'étape d'hydrotraitement (HDT) utilise un catalyseur contenant au moins un métal choisi parmi le Pd et le Pt, et opère, dans une gamme de température de 50 à 300 °C, et de manière préférée de 100°C à 250 °C, dans une gamme pression de 1 à 100 bars, et de manière préférée de 20 à 70 bars, dans une gamme de VVH de 0,1 h-1 à 10 h-1, et de manière préférée de 0,5 h- 1 à 5,0 h-1.
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