EP4041847A1 - Procede de production d'olefines comprenant un desasphaltage, une hydroconversion, un hydrocraquage et un vapocraquage - Google Patents

Procede de production d'olefines comprenant un desasphaltage, une hydroconversion, un hydrocraquage et un vapocraquage

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Publication number
EP4041847A1
EP4041847A1 EP20781376.7A EP20781376A EP4041847A1 EP 4041847 A1 EP4041847 A1 EP 4041847A1 EP 20781376 A EP20781376 A EP 20781376A EP 4041847 A1 EP4041847 A1 EP 4041847A1
Authority
EP
European Patent Office
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fraction
separation
hydrocracking
compounds
boiling point
Prior art date
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Withdrawn
Application number
EP20781376.7A
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German (de)
English (en)
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Wilfried Weiss
Isabelle MERDRIGNAC
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IFP Energies Nouvelles IFPEN
Original Assignee
IFP Energies Nouvelles IFPEN
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Publication date
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    • C10G2400/30—Aromatics

Definitions

  • DOLEFINES PRODUCTION PROCESS INCLUDING DESASPHALTING, HYDROCONVERSION, HYDROCRAQUAGE AND VAPOCRAQUAGE
  • the present invention relates to a process for the production of olefins from heavy fractions of hydrocarbons containing inter alia sulfur impurities, metals and asphaltenes.
  • ethylene and propylene are highly desirable olefins because they are essential intermediates for many petrochemicals such as polyethylene and polypropylene.
  • refining sites and existing petrochemical sites in remodeling the refining sites, so as to produce at least part of petrochemical bases, or to design new integrated refining-petrochemical schemes, or even to design sites where most or all of the crude is converted into petrochemical bases.
  • the main process for converting heavy hydrocarbon fractions into high yield olefins is steam cracking.
  • the production of the desired olefins is accompanied by co-products, in particular aromatic compounds and pyrolysis oil which require purification steps.
  • the selectivity for the desired olefins is highly dependent on the quality of the feeds introduced in the steam cracking step. There is therefore an interest in identifying new processes allowing the production of olefins from heavy hydrocarbon fractions in a more efficient, profitable and independent manner from the heavy hydrocarbon fraction treated.
  • the process according to the invention makes it possible to optimize the properties of the fractions which will be introduced in the steam cracking stage and thus to maximize the yields of olefins of interest during the steam cracking stage.
  • the hydrotreatment of the residue in a fixed bed makes it possible to remove some of the contaminants from the feed, in particular metals, sulfur and asphaltenes.
  • Deasphalting separates an asphalt fraction rich in asphaltenes called pitch according to English terminology from a deasphalted oil fraction, called DAO for “DeAsphalted OU” according to English terminology, with a greatly reduced asphaltene content, thus facilitating its upgrading by catalytic cracking or hydrocracking.
  • the conversion products and more particularly the heavy cuts resulting from the conversion processes such as deasphalted oils and vacuum distillates are difficult to treat directly in a steam cracking step.
  • the presence of high contents of naphthenic and aromatic compounds leads to a sharp drop in the yields of olefins of interest, to an increase in the yield of pyrolysis oil and to increased coking of the tubes of the steam cracking furnaces, which affects the operability. . It is therefore necessary to improve the operability of the steam cracking step in order to produce olefins with good yield.
  • the present invention aims to overcome the problems set out above, and in particular to provide a process allowing flexible and optimized production of olefins from heavy hydrocarbon feedstocks so as to improve the profitability of the olefin production process.
  • the Applicant has developed a new process for the production of olefins comprising a deasphalting step to produce a DAO fraction and an asphalt fraction, a step of hydroconversion of the asphalt fraction in an ebullated bed, a hydrocracking step in fixed bed, an extraction step to produce a raffinate and a fraction rich in aromatics and a steam cracking step of said raffinate.
  • the object of the present invention relates to a process for the production of olefins from a hydrocarbon feedstock 1 having a sulfur content of at least 0.1% by weight, an initial boiling point of at least 180 °. C and a final boiling temperature of at least 600 ° C, said process comprising the following steps: a) a step a) of deasphalting by extraction of said heavy hydrocarbon feed 1 by means of a solvent 2 or of a mixture of solvents making it possible to obtain, on the one hand, a fraction 4 comprising asphalt, and on the other hand a deasphalted oil fraction 3, b) a hydroconversion step b) carried out in an ebullating bed reactor in which the asphalt fraction 4 in the presence of hydrogen is brought into contact in the presence of a hydroconversion catalyst, said step making it possible to obtain an effluent 5, c) a step c) of separation of the effluent 5 obtained from the 'step b) of hydroconversion into a gas fraction 6, a fraction 7 comprising
  • step a) of deasphalting is carried out under specific conditions making it possible to obtain, on the one hand, a quality DAO 3, preferably with a low asphaltene content, and on the other hand a fraction 4 comprising asphalt having a softening point of less than 120 ° C.
  • the solvent 2 used in step a) is an apolar solvent composed of at least 80% by volume of saturated hydrocarbon (s) comprising a carbon number of between 3 and 5.
  • the separation step c) comprises a vacuum distillation allowing a vacuum distillate fraction and a vacuum residue fraction to be obtained.
  • the separation step c) comprises, upstream of the vacuum distillation, atmospheric distillation making it possible to obtain at least one atmospheric distillate fraction and at least one atmospheric residue fraction, said atmospheric residue fraction being sent to said vacuum distillation making it possible to obtain at least one vacuum distillate fraction and at least one vacuum residue fraction.
  • the polar solvent used in step d) for extracting the aromatics is chosen from furfural, N-methyl-2-pyrrolidone (NMP), sulfolane, dimethylformamide (DMF) , dimethylsulfoxide (DMSO), phenol, or a mixture of these solvents.
  • hydrocracking step e) is carried out at a temperature of between 340 and 480 ° C. and at an absolute pressure of between 5 and 25 MPa.
  • hydrocracking step e) is carried out so as to obtain a yield of liquid compounds having a boiling point of less than 180 ° C. greater than 50% by weight of the feed at the inlet of the hydrocracking step e).
  • the separation step f) comprises at least one atmospheric distillation making it possible to obtain at least one liquid fraction 14 comprising compounds having a boiling point of less than 350 ° C. and a liquid fraction. comprising vacuum distillate comprising compounds having a boiling point greater than 350 ° C.
  • the liquid fraction 14 and the fraction comprising vacuum distillate are sent to step g) of steam cracking.
  • part of a fraction 8 comprising compounds having a boiling point of less than 180 ° C from step c) of separation is introduced in step g) of steam cracking.
  • step g) of steam cracking is carried out in at least one pyrolysis furnace at a temperature between 700 and 900 ° C, at a pressure between 0.05 and 0.3 MPa for a period of time. of stay less than or equal to 1.0 seconds.
  • the cuts rich in saturated compounds originating from the light gases or the pyrolysis gasoline resulting from stage h) of separation are recycled to stage g) of steam cracking.
  • the pyrolysis oil fraction 21 is subjected to an additional separation step so as to obtain a light pyrolysis oil comprising compounds having a boiling point of less than 350 ° C and a heavy pyrolysis oil. comprising compounds having a boiling point greater than 350 ° C, said light pyrolysis oil is injected upstream of hydrocracking step e), and said heavy pyrolysis oil is injected upstream of step b) of hydroconversion and / or of step a) of deasphalting.
  • FIG. 1 represents a sequence of the steps of the method according to the invention.
  • FIG. 1 illustrates an example of implementation of the process for producing olefins from heavy hydrocarbon feedstocks according to the invention.
  • FIG. 1 illustrates an example of implementation of the process for producing olefins from heavy hydrocarbon feedstocks according to the invention.
  • the mention of the elements referenced in Figure 1 in the remainder of the description allows a better understanding of the invention, without it being limited to the particular example illustrated in Figure 1.
  • the method according to the invention comprises the following steps:
  • DAO deasphalted oil
  • step d) of extracting at least part of fraction 3 comprising deasphalted oil (DAO) from deasphalting step a) and at least part of fraction 7 from deasphalting 'step c) separation with a solvent or a combination of solvents 11, makes it possible to obtain at least a fraction 10 rich in saturated compounds (raffinate), and a fraction 9 rich in aromatic compounds (extract),
  • Figure 1 is an exemplary embodiment of the invention which does not limit the invention in any way. Only the main stages are shown in said figures, it is understood that all the equipment necessary for operation is present (tanks, pumps, exchangers, furnaces, columns, etc.). Only the main streams containing hydrocarbons are shown, but it is understood that streams of gas rich in hydrogen (make-up or recycle) can be injected at the inlet of each reactor or catalytic bed or between two reactors or two catalytic beds. Means well known to those skilled in the art of purifying and recycling hydrogen are also used. The hydrogen produced during the steam cracking step is advantageously used in addition to steps b) hydroconversion and / or d) hydrocracking.
  • At least part of the pyrolysis oil fraction 20 resulting from separation step h) can be injected upstream of deasphalting step a) and / or of step b) of hydroconversion.
  • this variant makes it possible to partially eliminate the asphaltenes contained in the pyrolysis oil and thus to maximize the production of olefins.
  • the pyrolysis oil fraction resulting from separation step h) can be separated into at least two fractions, for example into a light pyrolysis oil fraction which is sent at least in part to step e) hydrocracking, and in a heavy pyrolysis oil fraction which is sent at least in part to hydroconversion step b) and / or deasphalting step a).
  • this variant still makes it possible to maximize the production of olefins.
  • step c) of separating the effluent from hydroconverion step b) also makes it possible to obtain an atmospheric distillate fraction comprising compounds having a boiling point between 180 and 350 ° C. which can be introduced at least in part in stage d) for extracting the aromatics.
  • the heavy hydrocarbon feed 1 treated in the process according to the invention is advantageously a hydrocarbon feed containing asphaltenes, and in particular having a C7 asphaltenes content of at least 1.0% by weight, preferably of at least 2.0%. weight in relation to the weight of the load.
  • Charge 1 has an initial boiling temperature of at least 180 ° C, preferably at least 350 ° C and more preferably at least 540 ° C and a final boiling temperature of at least 600 ° C.
  • the hydrocarbon feedstock 1 according to the invention can be chosen from atmospheric residues, vacuum residues resulting from direct distillation, crude oils, topped crude oils, tar sands or their derivatives, bituminous shales or their derivatives, oils. of parent rock or their derivatives, taken alone or as a mixture.
  • the feeds treated are preferably atmospheric residues or vacuum residues, or mixtures of these residues, and more preferably vacuum residues.
  • the heavy hydrocarbon feed treated in the process may contain, among other things, sulfur impurities.
  • the sulfur content can be at least 0.1% by weight, at at least 0.5% by weight, preferably at least 1.0% by weight, more preferably at least 2.0% by weight relative to the weight of the filler.
  • the heavy hydrocarbon feed treated in the process may contain, inter alia, metals.
  • the nickel and vanadium content may be at least 20 ppm, preferably at least 50 ppm based on the weight of the feed.
  • the heavy hydrocarbon feed treated in the process may contain, inter alia, Conradson carbon.
  • Conradson carbon content can be at least 2.0% by weight, preferably at least 5.0% by weight based on the weight of the filler.
  • fillers can advantageously be used as they are.
  • said charges can be mixed with at least one co-charge.
  • co-fillers can be used at different stages of the process according to the invention in order to modulate the viscosity of the filler introduced at each of the stages.
  • a co-charge can be introduced upstream of at least one reactor of stage b) of hydroconversion.
  • This co-feed can be a hydrocarbon fraction or a mixture of lighter hydrocarbon fractions, which can preferably be chosen from the products resulting from a process of catalytic cracking in a fluid bed (FCC or “Fluid Catalytic Cracking” according to the English terminology).
  • This co-charge can also be an atmospheric gas oil fraction or a vacuum gas oil fraction obtained by atmospheric or vacuum distillation of a crude oil or of an effluent from a conversion process such as coking or visbreaking or be obtained from stages c) and / or f) of separation. This co-charge does not represent more than 20% by weight of the heavy hydrocarbon feed 1.
  • the process comprises a step a) of deasphalting by liquid-liquid extraction of the heavy hydrocarbon feed 1 or of the feed mixture c).
  • Said step a) is carried out by liquid-liquid extraction using a solvent or a mixture of solvents 2 making it possible to obtain, on the one hand, a fraction 4 comprising asphalt, and on the other hand a deasphalted oil fraction (DAO) 3.
  • DAO deasphalted oil fraction
  • Step a) of deasphalting is preferably carried out under specific conditions making it possible to obtain, on the one hand, a quality DAO 3 fraction, preferably with a low asphaltene content, and on the other hand a fraction 4 comprising relatively soft asphalt, i.e. having a softening point of less than 120 ° C, preferably less than 100 ° C.
  • Step a) of deasphalting is preferably carried out in a single step using an apolar solvent or a mixture of apolar solvents.
  • Step a) can be carried out in an extraction column or extractor, or in a mixer-settler.
  • Step a) is preferably carried out in an extraction column containing liquid-liquid contactors (packing elements and / or trays, etc.) placed in one or more zones.
  • the solvent or the mixture of solvents 2 is introduced into the extraction column at two different levels.
  • the deasphalting charge is introduced into an extraction column at a single introduction level, generally mixed with at least part of the solvent or of the mixture of solvents 2 and generally below a first zone of contactors. liquid-liquid.
  • the other part of the solvent or mixture of solvents 2 is injected lower than the deasphalting charge, generally below a second zone of liquid-liquid contactors, the deasphalting charge being injected above this second. contactors area.
  • Step a) is carried out under subcritical conditions, that is to say below the critical point, for said solvent or mixture of solvents 2.
  • Step a) is carried out at a temperature advantageously between 50 and 350 ° C, preferably between 80 and 320 ° C, more preferably between 120 and 310 ° C, even more preferably between 150 and 300 ° C, and at a pressure advantageously between 0.1 and 6 MPa, preferably between 1 and 6 MPa, more preferably between 2 and 5 MPa.
  • the volume ratio of the solvent or of the mixture of solvents 2 to the volume of charge 1 is generally between 1/1 and 12/1, preferably between 2/1 and 9/1 expressed in liters per liter. This ratio includes all of the solvent or mixture of solvents which can be divided into several injection points.
  • the apolar solvent used is preferably a solvent composed of saturated hydrocarbon (s) comprising a number of carbons greater than or equal to 3, preferably between 3 and 5.
  • These solvents can be, for example, propane, butane or pentane. These solvents are used pure or as a mixture.
  • the solvent 2 used in step a) is an apolar solvent composed of at least 80% by volume of saturated hydrocarbon (s) comprising a number of carbons between 3 and 5, this so in maximizing the quality of fraction 4 comprising asphalt intended to be treated during hydroconversion step b).
  • Step a) can make it possible, thanks to these specific deasphalting conditions, to precipitate in fraction 4 comprising asphalt an adjusted quantity of polar structures of heavy resin and asphaltene type, which makes it possible to obtain a fraction 4 comprising of asphalt with an improved yield, generally greater than 40%, or even greater than 50% relative to the quantity of compounds having a boiling point greater than 540 ° C. at the inlet of deasphalting stage a).
  • the DAO 3 fraction obtained comprises less than 1000 ppm of C7 asphaltenes, generally less than 500 ppm of C7 asphaltenes, or even less than 300 ppm of C7 asphaltenes.
  • a fraction is recovered which comprises the DAO 3 fraction and a part of the solvent or mixture of solvents.
  • a fraction 4 is recovered which comprises asphalt and part of the solvent. or mixture of solvents.
  • the solvent or mixture of solvents 2 can be made up of a make-up and / or a part recycled during separation steps. These additions advantageously make it possible to compensate for the losses of solvent in fraction 4 comprising asphalt and / or in fraction DAO 3, due to the separation steps.
  • Step a) of deasphalting comprises an integrated sub-step of separation of fraction 3 comprising the DAO and the solvent or mixture of solvents.
  • the solvent or the mixture of solvents recovered can be recycled in step a) of deasphalting.
  • This integrated separation sub-step making it possible to separate the DAO 3 and the solvent or the mixture of solvents can use all the necessary equipment known from those skilled in the art (separator flasks, distillation or stripping columns, heat exchangers, furnaces, pumps, compressors, etc.).
  • At least part, and preferably all, of the DAO 3 fraction is sent to step c) of extracting the aromatics.
  • At least part, and preferably all, of fraction 4 comprising asphalt 4 is sent to step b) of ebullated bed hydroconversion.
  • an ebullating bed hydroconversion step b) is carried out in an ebullated bed reactor in which fraction 4 comprising asphalt and resulting from deasphalting step a), in the presence of hydrogen are contacted with a hydroconversion catalyst.
  • fraction 4 comprising asphalt is introduced in step b) in the presence of a co-filler.
  • hydroconversion is meant all the reactions carried out making it possible to reduce the size of the molecules, mainly by cleavage of carbon-carbon bonds, by the action of hydrogen in the presence of a catalyst. During the hydroconversion step, hydrotreatment and hydrocracking reactions occur in particular.
  • hydroconversion step b) comprises one or more three-phase reactors with an upward flow of liquid and gas containing at least one hydroconversion catalyst, the ebullating bed reactors possibly being arranged in series and / or in parallel, typically operating using the technology and under the conditions of the H-Oil TM process as described for example in US Patents 4,521, 295 or US 4,495,060 or US 4,457,831 or US 4,354,852, or in the article AlChE, March 19 -23, 1995, Houston, Texas, paper number 46d, "Second generation ebullated bed technology", or in chapter 3.5 "Hydroprocessing and Hydroconversion of Residue Fractions" of the book “Catalysis by Transition Métal Sulphides", edited by Éditions Technip in 2013.
  • Each reactor advantageously comprises a recirculation pump allowing the catalyst to be maintained in an ebullating bed by continuous recycling of at least part of a liquid fraction advantageously withdrawn from the head of the reactor.
  • step b) is carried out under conditions making it possible to obtain a liquid effluent with a reduced content of sulfur, Conradson carbon, metals and nitrogen.
  • step b) is preferably carried out at an absolute pressure between 2 MPa and 38 MPa, more preferably between 5 MPa and 25 MPa and even more preferably between 6 MPa and 20 MPa, at a temperature between 300 ° C and 550 ° C, more preferably between 350 ° C and 500 ° C and more preferably between 370 ° C and 450 ° C.
  • the hourly space velocity (WH) relative to the volume of each three-phase reactor is preferably between 0.05 h 1 and 10 h 1 .
  • the WH is between 0.1 h 1 and 10 h 1 , more preferably between 0.1 h 1 and 5.0 h 1 and even more preferably between 0.15 h 1 and 2.0 hrs 1 .
  • the WH is between 0.05 h 1 and 0.09 h 1 .
  • the quantity of hydrogen mixed with the feed is preferably between 50 and 5000 normal cubic meters (Nm 3 ) per cubic meter (m 3 ) of liquid feed, preferably between 100 and 2000 Nm 3 / m 3 and preferably very preferred between 200 and 1000 Nm 3 / m 3 .
  • the hydroconversion catalyst used in hydroconversion step b) of the process according to the invention may contain one or more elements from groups 4 to 12 of the periodic table of the elements, which may or may not be deposited on a support.
  • a catalyst comprising a support, preferably amorphous, such as silica, alumina, silica-alumina, titanium dioxide or combinations of these structures, and very preferably alumina.
  • the catalyst may contain at least one non-noble group VIII metal chosen from nickel and cobalt, and preferably nickel, said group VIII element being preferably used in combination with at least one group VIB metal chosen from group VIII. molybdenum and tungsten, and preferably the Group VIB metal is molybdenum.
  • group VIII according to the CAS classification corresponds to the metals of columns 8, 9 and 10 according to the new IUPAC classification.
  • the hydroconversion catalyst used in hydroconversion step b) comprises an alumina support and at least one metal from group VIII chosen from nickel and cobalt, preferably nickel, and at least one metal from group VIB chosen from molybdenum and tungsten, preferably molybdenum.
  • the catalyst hydroconversion comprises nickel as a group VIII element and molybdenum as a group VIB element.
  • the non-noble group VIII metal content, in particular nickel is advantageously between 0.5% to 10.0% expressed by weight of metal oxide (in particular of NiO), and preferably between 1, 0% to 6.0% by weight, and the content of metal from group VIB, in particular molybdenum, is advantageously between 1.0% and 30% expressed by weight of oxide of the metal (in particular of molybdenum trioxide Mo0 3 ), and preferably between 4% and 20% by weight.
  • the metal contents are expressed as a percentage by weight of metal oxide relative to the weight of the catalyst.
  • This catalyst is advantageously used in the form of extrudates or beads.
  • the balls have, for example, a diameter of between 0.4 mm and 4.0 mm.
  • the extrudates have, for example, a cylindrical shape with a diameter of between 0.5 and 4.0 mm and a length of between 1.0 and 5.0 mm.
  • the extrudates can also be objects of a different shape such as trilobes, regular or irregular tetralobes, or other multilobes. Catalysts of other forms can also be used, for example in the form of pellets ("pellets").
  • the size of these different forms of catalyst can be characterized using the equivalent diameter.
  • the equivalent diameter is defined by 6 times the ratio between the volume of the particle and the outer surface of the particle.
  • the catalyst used in the form of extrudates, beads or other shapes therefore has an equivalent diameter of between 0.4 mm and 4.4 mm. These catalysts are well known to those skilled in the art.
  • a different hydroconversion catalyst is used in each reactor of this initial hydroconversion stage (ai), the catalyst offered to each reactor being adapted to the feed sent into this. reactor.
  • each reactor contains one or more catalysts suitable for ebullating bed operation.
  • the hydroconversion catalyst when it is used, can be partly replaced by fresh catalyst, and / or used catalyst but with catalytic activity.
  • the used catalyst to be replaced and / or regenerated catalyst, and / or rejuvenated catalyst (catalyst from a rejuvenation zone in which most of the deposited metals are removed, before sending the spent and rejuvenated catalyst to a regeneration zone in which the carbon and sulfur which it contains are removed, thus increasing the activity of the catalyst), by withdrawing the used catalyst preferably at the bottom of the reactor, and by introducing the replacement catalyst either at the top or at the bottom of the reactor.
  • This replacement of used catalyst is preferably carried out at regular time intervals, and preferably in a puff or almost continuously.
  • the replacement of spent catalyst can be done in whole or in part with used and / or regenerated and / or rejuvenated catalyst obtained from the same reactor and / or from another reactor of any hydroconversion stage.
  • the catalyst can be added with the metals in the form of metal oxides, with the metals in the form of metal sulfides, or after preconditioning.
  • the rate of replacement of the spent hydroconversion catalyst with fresh catalyst is advantageously between 0.01 kg and 10 kg per cubic meter of feed treated, and preferably between 0.1 kg and 3 kg per cubic meter. load processed. This withdrawal and this replacement are carried out using devices advantageously allowing the continuous operation of this hydroconversion step.
  • the replacement at least in part, with regenerated catalyst, it is possible to send the spent catalyst withdrawn from the reactor to a regeneration zone in which the carbon and sulfur it contains are removed and then returned to this catalyst. regenerated in the hydroconversion step.
  • the replacement at least in part by rejuvenated catalyst it is possible to send the spent catalyst withdrawn from the reactor to a rejuvenation zone in which most of the deposited metals are removed, before sending the spent catalyst. and rejuvenated in a regeneration zone in which the carbon and sulfur which it contains are removed, and then this regenerated catalyst is returned to hydroconversion stage b).
  • Hydroconversion step b) is characterized by a degree of conversion of the compounds boiling above 540 ° C. greater than 50% by mass, preferably greater than 70% by mass.
  • the effluent 5 obtained at the end of hydroconversion step b) comprises at least a liquid fraction 7 and a gas fraction 6 containing the gases, in particular H 2 , H 2 S, NH 3 , and hydrocarbons in CC 4 (i.e. comprising from 1 to 4 carbon atoms).
  • the method comprises a step c) of separating the effluent 5 from hydroconversion step b) into at least one gaseous fraction 6, a fraction 7 comprising compounds having a boiling point between 180 and 540 ° and a fraction 8 comprising compounds having a boiling point of less than 180 ° C.
  • the gas fraction 6, the fraction 7 and the fraction 8 can be separated from the effluent 5 using separation devices well known to those skilled in the art, in particular using one or more separator flasks which can operate at different pressures and temperatures, optionally associated with a means of stripping with steam or hydrogen and with one or more distillation columns. After possible cooling, the gas fraction 6 is preferably treated in a means for purifying hydrogen so as to recover the hydrogen not consumed during the hydroconversion reactions.
  • the purified hydrogen can then advantageously be recycled in the process according to the invention.
  • the hydrogen can be recycled to the inlet and / or to different places of stage b) of hydroconversion and / or of stage d) of ebullating bed hydrocracking.
  • the separation step c) comprises a vacuum distillation in which at least part of the effluent 5 from step b) can undergo treatments using well-known separation devices, then be fractionated by distillation. under vacuum to at least one vacuum distillate fraction and at least one vacuum residue fraction.
  • the vacuum distillate fraction comprises vacuum gas oil-type fractions, that is, compounds having a boiling point between 350 and 540 ° C.
  • the vacuum residue fraction is preferably a liquid hydrocarbon fraction containing at least 80% of compounds having a boiling point greater than or equal to 540 ° C.
  • the separation step c) comprises atmospheric distillation, upstream of the vacuum distillation, in which the liquid hydrocarbon fraction (s) obtained after separation is (are) ) fractionated by atmospheric distillation into at least one atmospheric distillate fraction and at least one atmospheric residue fraction, then vacuum distillation in which the atmospheric residue fraction obtained after atmospheric distillation is fractionated by vacuum distillation into at least one vacuum distillate fraction and at least one vacuum residue fraction.
  • the separation step c) further comprises at least one atmospheric distillation upstream of the vacuum distillation, in which at least part of the effluent from step b) is fractionated by atmospheric distillation in at least one.
  • at least one fraction 8 comprising compounds having a boiling point of less than 180 ° C, and a distillate fraction containing diesel, that is to say comprising compounds having a boiling point of between 180 and 350 ° C .
  • fraction 8 comprising compounds having a boiling point of less than 180 ° C is at least partly and preferably entirely sent to step g) of steam cracking.
  • the distillate fraction containing diesel can be at least in part and preferably in full sent to the extraction step d).
  • At least part, and preferably all of fraction 7 comprising at least part, preferably all, of a vacuum distillate fraction and of a diesel-containing distillate fraction is sent to step d) extraction of aromatics.
  • the method comprises a step d) of extracting the aromatics from at least part of the deasphalted oil fraction (DAO) 3 resulting from deasphalting step a) and at least part of fraction 7 from step c).
  • Said stage d) of extracting the aromatics makes it possible to obtain an extract fraction 9 and a raffinate fraction 10.
  • Fraction 7 resulting from step c) comprises at least one part, preferably all, of a vacuum distillate fraction comprising compounds having a boiling point of between 350 and 540 ° C and at least one part, preferably all of a distillate fraction comprising compounds having a boiling point of between 180 and 350 ° C resulting from step c) of separation.
  • stage d) of extracting the aromatics is to extract at least part of the aromatic compounds as well as the resins by liquid-liquid extraction using a polar solvent 11.
  • the compounds extracted during step d) preferably have a boiling point greater than the boiling point of the solvent, which advantageously makes it possible to maximize the yield during the separation of the solvent from the raffinate after the extraction. In addition, the recovery of the solvent is also more efficient and economical.
  • solvent one can use furfural, N-methyl-2-pyrrolidone (NMP), sulfolane, dimethylformamide (DMF), dimethylsulfoxide (DMSO), phenol, or a mixture of these solvents in equal proportions or different.
  • NMP N-methyl-2-pyrrolidone
  • DMF dimethylformamide
  • DMSO dimethylsulfoxide
  • phenol phenol
  • furfuraldehyde is furfuraldehyde.
  • the operating conditions are generally a solvent / feed ratio of step d) of 1/2 to 6/1, preferably from 1/1 to 4/1, a temperature profile between room temperature and 150 ° C, preferably between 50 and 150 ° C.
  • the pressure is between atmospheric pressure and 2.0 MPa, preferably between 0.1 and 1.0 MPa.
  • the liquid / liquid extraction can generally be carried out in a mixer-settler or in an extraction column operating in countercurrent.
  • the extraction is carried out in an extraction column.
  • the chosen solvent has a sufficiently high boiling point to be able to fluidify the charge of step d) without vaporizing.
  • step d After contact with the solvent, with the effluent introduced in step d), two fractions are obtained at the end of step d), an extract fraction 9, consisting of parts of the heavy fraction not soluble in the solvent ( and highly concentrated in aromatics) and a raffinate fraction 10, consisting of the solvent and the soluble parts of the heavy fraction.
  • the solvent is separated from the soluble parts by distillation and recycled internally to the liquid / liquid extraction process.
  • the separation of the extract and the raffinate and the recovery of the solvent are carried out in a separation sub-step integrated in step d) of extracting the aromatics.
  • the process comprises a stage e) of hydrocracking in a fixed bed of at least part of the extracted fraction 9 resulting from the extraction stage d) in the presence of a hydrocracking catalyst.
  • Hydrogen 12 can also be injected upstream of the various catalytic beds making up the hydrocracking reactor (s).
  • any type of hydrotreatment reaction also occurs (HDM, HDS, HDN, etc.).
  • Hydrocracking reactions leading to the formation of atmospheric distillates take place with a degree of conversion of the vacuum distillate to atmospheric distillate which is generally greater than 30%, typically between 30 and 50% for mild hydrocracking and greater than 80% for extensive hydrocracking.
  • Specific conditions, in particular temperature, and / or the use of one or more specific catalysts, make it possible to promote the desired hydrocracking reactions.
  • Hydrocracking step e) is carried out under hydrocracking conditions. It can advantageously be carried out at a temperature between 340 and 480 ° C, preferably between 350 and 430 ° C and at an absolute pressure between 5 and 25 MPa, preferably between 8 and 20 MPa, preferably between 10 and 18 MPa. The temperature is usually adjusted depending on the desired level of hydrotreatment and the duration of the intended treatment. Most often, the space velocity of the hydrocarbon feed, commonly called WH, and which is defined as being the volumetric flow rate of the feed divided by the total volume of the catalyst, can be in a range from 0.1 to 3, 0 h 1 , preferably from 0.2 to 2.0 h 1 , and more preferably from 0.25 to 1.0 h 1 .
  • the quantity of hydrogen mixed with the feed can be between 100 and 5000 normal cubic meters (Nm 3 ) per cubic meter (m 3 ) of liquid feed, preferably between 200 and 2000 Nm 3 / m 3 , and more preferably between 300 and 1500 Nm 3 / m 3 .
  • Hydrocracking stage e) can be carried out industrially in at least one reactor with a downward flow of liquid.
  • Hydrocracking step e) preferably comprises two catalytic sections in series, with an upstream hydrotreating catalytic section so as to limit the deactivation of the downstream hydrocracking catalytic section.
  • This hydrotreatment section aims in particular to significantly reduce the nitrogen content of the feed, nitrogen being an inhibitor of the acid function of the bifunctional catalysts of the hydrocracking catalytic section.
  • Hydrocracking step e) can also comprise a second hydrocracking catalytic section treating at least one heavy cut obtained from the first hydrocracking catalytic section previously separated in a separation step.
  • Hydrocracking step e) can comprise the recycling of a heavy cut obtained from the first hydrocracking catalytic section previously separated in a separation step.
  • the catalysts in hydrocracking step e) used can be hydrotreatment and hydrocracking catalysts.
  • the hydrotreatment catalysts used can be hydrotreatment catalysts consisting of a support of inorganic oxide type (preferably an alumina) and of an active phase comprising chemical elements from group VIII (Ni, Co, etc.) and group VI (Mo, etc.).
  • the hydrocracking catalysts can advantageously be bifunctional catalysts, having a hydrogenating phase in order to be able to hydrogenate the aromatics and to achieve the equilibrium between the saturated compounds and the corresponding olefins and an acid phase which makes it possible to promote the hydroisomerization reactions. and hydrocracking.
  • the acid function is advantageously provided by supports with large surfaces (generally 100 to 800 m 2 .g 1 ) having a surface acidity, such as halogenated aluminas (chlorinated or fluorinated in particular), combinations of oxides of boron and of. aluminum, amorphous silica-aluminas and zeolites.
  • the hydrogenating function is advantageously provided either by one or more metals from group VIII of the periodic table of the elements, such as iron, cobalt, nickel, ruthenium, rhodium, palladium, osmium, iridium and platinum , or by a combination of at least one metal from group VIB of the periodic table, such as molybdenum and tungsten, and at least one non-noble metal from group VIII (such as nickel and cobalt).
  • the bifunctional catalyst used comprises at least one metal chosen from the group formed by the metals of groups VIII and VIB, taken alone or as a mixture, and a support comprising 10 to 90% by weight of a zeolite and 90 to 10%. weight of inorganic oxides.
  • the group VIB metal used is preferably chosen from tungsten and molybdenum and the group VIII metal is preferably chosen from nickel and cobalt.
  • monofunctional catalysts and bifunctional catalysts of the alumina, silica-amorphous or zeolitic alumina type can be used as a mixture or in successive layers.
  • the catalytic volume used during the second hydrocracking stage e) consists of at least 30% of hydrocracking catalysts of the bifunctional type.
  • a co-feed (not shown) can be injected upstream of any catalytic bed of hydrocracking section e).
  • This co-charge is typically a vacuum distillate resulting from direct distillation or resulting from a conversion process, or a deasphalted oil.
  • hydrocracking step e) is carried out in “maxi naphtha” mode, that is to say it makes it possible to obtain a yield of liquid compounds having a boiling point of less than 180 ° C. greater than 50% by weight of the feedstock entering hydrocracking stage e).
  • step f The effluent 13 from step e) of fixed bed hydrocracking is sent to a separation step f).
  • Step f separation of the hydrocraquaqe effluent in a fixed bed
  • the method further comprises a step f) of separating the effluent 13 from step e) of fixed bed hydrocracking into at least one gas fraction 15 and at least one liquid fraction 14.
  • Said effluent 13 is advantageously separated in at least one separator flask into at least one gaseous fraction 15 and at least one liquid fraction 14.
  • the step of separating said effluent 13 can be carried out using any known separation devices of the a person skilled in the art, such as one or more separator flasks which can operate at different pressures and temperatures, optionally associated with a means for stripping with steam or with hydrogen and with one or more distillation columns.
  • These separators can for example be high pressure high temperature separators (HPHT) and / or high pressure low temperature separators (HPBT).
  • the gaseous fraction 15 obtained at the end of stage e) of separation comprises gases, such as H 2 , H 2 S, NH 3 , and C1-C4 hydrocarbons (such as methane, ethane, propane, etc. butane).
  • the hydrogen contained in the gaseous fraction 15 is purified and recycled in any one of stages b) of ebullating bed hydroconversion and / or e) of fixed bed hydrocracking.
  • the purification of the hydrogen contained in the gas fraction 15 can be carried out simultaneously with the treatments of the gas fractions resulting from the separation of the effluents from stages b) of hydroconversion in an ebullating bed and e) of hydrocracking. in a fixed bed.
  • the purification of hydrogen can be carried out by amine wash, a membrane, a system of PSA type (Pressure Swing Adsorption according to the English terminology), or several of these means arranged in series.
  • the separation step f) further comprises gas-liquid separation or the succession of separation devices, at least one atmospheric distillation, in which the hydrocarbon fraction (s) ) liquid (s) obtained after separation is (are) fractionated by atmospheric distillation into at least one atmospheric distillate fraction 14 comprising compounds having a boiling point below 350 ° C and optionally a liquid fraction comprising vacuum distillate comprising compounds having a boiling point greater than 350 ° C.
  • At least part, and preferably all, of the atmospheric distillate fraction 14 and optionally of the fraction comprising vacuum distillate is advantageously sent to step g) of steam cracking.
  • At least part of the vacuum distillate type fraction is recycled to hydrocracking step e), and according to this variant it may be necessary to carry out a purge consisting of unconverted fractions of the vacuum distillate type of so as to deconcentrate the polyaromatic species and to limit the deactivation of the hydrocracking catalyst of step e).
  • a purge consisting of unconverted fractions of the vacuum distillate type of so as to deconcentrate the polyaromatic species and to limit the deactivation of the hydrocracking catalyst of step e).
  • the compounds boiling above 180 ° C. are at least partly and preferably completely recycled to step e) in a manner to increase the yield of compounds boiling below 180 ° C in the atmospheric distillate cut 14.
  • the process comprises a step g) of steam cracking of the raffinate fraction 10 resulting from the extraction step d), of the fraction 8 resulting from the separation step c) and of the liquid fraction 14 from step f) of separation comprising compounds having a boiling point of less than 350 ° C, and optionally a fraction comprising compounds having a boiling point greater than 350 ° C. resulting from stage f) of separation.
  • Step g) of steam cracking is advantageously carried out in at least one pyrolysis furnace at a temperature between 700 and 900 ° C, preferably between 750 and 850 ° C, and at a pressure between 0.05 and 0.3 Relative MPa.
  • the residence time of the hydrocarbons is generally less than or equal to 1.0 seconds (denoted s), preferably between 0.1 and 0.5 s.
  • water vapor is introduced upstream of steam cracking step g).
  • the quantity of water introduced is between 0.3 and 3.0 kg of water per kg of hydrocarbons at the inlet of step g).
  • step g) is carried out in several pyrolysis ovens in parallel so as to adapt the operating conditions to the different flows feeding step g) and resulting from steps c), d), f) and h), and also to manage the decoking times of the tubes.
  • a furnace comprises one or more tubes arranged in parallel.
  • a furnace can also refer to a group of furnaces operating in parallel. For example, one furnace can be dedicated to cracking fractions rich in ethane, another furnace dedicated to cuts rich in propane and butane, another furnace dedicated to cuts comprising compounds having a boiling point between 80 and 180 ° C. , and another oven dedicated to cuts comprising compounds having a boiling point between 180 and 350 ° C.
  • the method comprises a step h) of separating the effluent 16 from steam cracking step g) making it possible to obtain at least one fraction 17 comprising, preferably consisting of, hydrogen, a fraction 18 comprising, preferably consisting of ethylene, a fraction 19 comprising, preferably consisting of, propylene and a fraction 20 comprising, preferably consisting, and pyrolysis oil.
  • step h) of separation also makes it possible to recover a fraction comprising, preferably consisting of, butenes and a fraction comprising, preferably consisting of, pyrolysis gasoline.
  • the cuts rich in saturated compounds resulting from the light gases or from the pyrolysis gasoline resulting from the separation stage h) can be recycled to the steam cracking stage g), in particular ethane and propane, of so as to increase the yield of ethylene and propylene.
  • the pyrolysis oil fraction 20 can optionally be subjected to an additional separation step so as to obtain several fractions, for example a light pyrolysis oil comprising compounds having a boiling point of less than 350 ° C and a heavy pyrolysis oil. comprising compounds having a boiling point greater than 350 ° C.
  • the light pyrolysis oil can advantageously be injected upstream of hydrocracking stage d).
  • the heavy pyrolysis oil can advantageously be injected upstream of stage b) of hydroconversion and / or of stage a) of deasphalting.
  • stage b) of hydroconversion and / or of stage a) of deasphalting can advantageously be injected upstream of stage b) of hydroconversion and / or of stage a) of deasphalting.
  • separation of fraction 20 into two fractions and their recycling in one of stages b), a), or e) of the process making it possible to maximize the formation of olefins from heavy hydrocarbon feedstocks.
  • the heavy hydrocarbon feed 1 treated in the process is a vacuum residue of Ural origin and having the properties indicated in Table 1.
  • Load 1 is subjected to a deasphalting step a) carried out in an extraction column operating continuously under the conditions presented in Table 2.
  • Table 2 conditions of the deasphalting step At the end of deasphalting step a), a DAO 3 fraction is obtained with a yield of 39% and a fraction 4 comprising asphalt is obtained with a yield of 61%; these yields are related to the charge of deasphalting step a).
  • Fraction 4 comprising asphalt from step a) of deasphalting is subjected to a step b) of hydroconversion in two ebullating bed reactors in series and in the presence of hydrogen and a hydroconversion catalyst in bubbling bed of NiMo type on alumina under the conditions indicated in Table 3.
  • the effluent resulting from the ebullating bed hydroconversion stage b) is subjected to a separation stage c) comprising separator flasks as well as an atmospheric distillation column and a vacuum distillation column.
  • the yields of the various fractions obtained after separation are shown in Table 4 (% by mass relative to the feedstock upstream of stage b) of ebullating bed hydroconversion, noted% m / m).
  • Table 4 yields of hydroconversion step a) after separation in step b)
  • the DAO 3 fraction from deasphalting step a), the fraction (180-350 ° C) and the fraction (350-540 ° C) from separation step c) are sent to a step d) d extraction of the aromatics carried out in a mixer-settler, the conditions of which are presented in Table 5.
  • Table 5 conditions of extraction step d)
  • stage d) of extraction of the aromatics a raffinate fraction depleted in aromatics 10 is obtained with a yield of 54.2% and an extract fraction enriched in aromatics 9 is obtained with a yield of 45.8. %; these yields are related to the total feed introduced in stage d) for extracting the aromatics
  • the fraction 9 obtained from stage d) for extracting the aromatics is sent to a stage e) of hydrocracking in a fixed bed carried out under the conditions presented in Table 6.
  • Table 6 conditions of fixed bed hydrocracking step e)
  • the effluent 13 resulting from the fixed bed hydrocracking stage e) is subjected to a separation stage f) comprising separator flasks and an atmospheric distillation column.
  • the yields of the various fractions obtained after separation are shown in Table 7 (% by weight relative to the feedstock upstream of the fixed bed hydrocracking stage, denoted% m / m).
  • Table 7 Yields of fixed bed hydrocracking step e) after separation in step f).
  • the liquid fractions (PI-220 ° C), (220-350 ° C) and (350 ° C +) resulting from stage f) of separation of the effluent from the hydrocracking stage in a fixed bed, the fraction 8 (PI-180 ° C) from step c) of separation and the raffinate fraction 10 from step d) of extraction of the aromatics are sent to a step g) of steam cracking where each of the liquid fraction is cracked under different conditions (Table 8).
  • Table 8 conditions of the steam cracking step The effluents from the various steam cracking furnaces are subjected to a separation stage h) making it possible to recycle the saturated compounds and to obtain the yields presented in Table 9 (% by mass relative to the total load upstream of stage g) steam cracking, noted% m / m).
  • Table 9 yields of the steam cracking step
  • Table 9 shows the yields of steam cracking products. Compared to the vacuum residue type feed introduced in deasphalting step a), the process according to the invention makes it possible to achieve mass yields of ethylene and propylene of 27.7% and 15.1% respectively. In addition, the specific sequence of steps upstream of the steam cracking step makes it possible to limit the formation of coke.
  • the fraction (540 ° C +) of the vacuum residue type resulting from stage c) of separation of the effluent from stage b) from hydroconversion in an ebullating bed and the pyrolysis oil fraction resulting from stage h) for separating the effluent from steam cracking step g) are upgraded as fuel bases to form, with other bases from other processes, a heavy fuel oil.

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Abstract

La présente invention concerne un procédé de production d'oléfines à partir d'une charge 11 hydrocarbonée ayant une teneur en soufre d'au moins 0,1 % poids, une température initiale d'ébullition d'au moins 180°C et une température finale d'ébullition d'au moins 600°C.

Description

PROCEDE DE PRODUCTION DOLEFINES COMPRENANT UN DESASPHALTAGE, UNE HYDROCONVERSION, UN HYDROCRAQUAGE ET UN VAPOCRAQUAGE
Domaine technique
La présente invention concerne un procédé de production d’oléfines à partir de fractions lourdes d'hydrocarbures contenant entre autres des impuretés soufrées, des métaux et des asphaltènes.
Technique antérieure
L’amélioration des motorisations et l’électrification progressive d’une partie des véhicules ont entraîné une évolution de la demande en produits pétroliers avec une tendance à réduire la croissance de la demande en carburants. A l’inverse, la croissance de la demande en bases pétrochimiques et notamment en oléfines est plus soutenue. L’éthylène et le propylène sont par exemple des oléfines très recherchées, car elle sont des intermédiaires essentiels pour de nombreux produits pétrochimiques tels le polyéthylène ou encore le polypropylène. Il y a donc un intérêt à intégrer davantage les sites de raffinage et les sites pétrochimiques existants, à remodeler les sites de raffinage, de manière à produire au moins en partie des bases pétrochimiques, ou à concevoir de nouveaux schémas intégrés de raffinage- pétrochimie, ou encore à concevoir des sites où la majeure partie ou la totalité du brut est convertie en bases pétrochimiques.
Le principal procédé permettant la conversion de fractions lourdes hydrocarbonées en oléfines à haut rendement est le vapocraquage. La production des oléfines recherchées s’accompagne de co-produits, notamment de composés aromatiques et d’huile de pyrolyse qui nécessitent des étapes de purification. De plus, la sélectivité en oléfines recherchées est fortement dépendante de la qualité des charges introduites dans l’étape de vapocraquage. Il y a donc un intérêt à identifier de nouveaux procédés permettant la production d’oléfines à partir de fractions lourdes hydrocarbonées de manière plus efficace, rentable et indépendante de la fraction hydrocarbonée lourde traitée.
Avantageusement, le procédé selon l’invention permet d’optimiser les propriétés des fractions qui vont être introduites à l’étape de vapocraquage et ainsi maximiser les rendements en oléfines d’intérêt lors de l’étape de vapocraquage. Dans les procédés de traitement de fractions lourdes d'hydrocarbures, l’hydrotraitement de résidu en lit fixe permet d’éliminer une partie des contaminants de la charge, notamment les métaux, le soufre et les asphaltènes.
Il est également connu de réaliser des opérations de désasphaltage. Le désasphaltage permet de séparer une fraction asphalte riche en asphaltènes appelée pitch selon la terminologie anglo-saxonne d’une fraction huile désasphaltée, appelée DAO pour “DeAsphalted OU” selon la terminologie anglo-saxonne, à teneur fortement réduite en asphaltènes, facilitant ainsi sa valorisation par craquage catalytique ou hydrocraquage.
Les produits de conversion et plus particulièrement les coupes lourdes issues des procédés de conversion telles les huiles déasphaltées et les distillais sous vide sont difficilement traitables directement dans une étape de vapocraquage. La présence de fortes teneurs en composés naphténiques et aromatiques conduit à une forte baisse des rendements en oléfines d’intérêt, à une hausse du rendement en huile de pyrolyse et à un cokage accru des tubes des fours de vapocraquage ce qui nuit à l’opérabilité. Il est donc nécessaire d’améliorer l’opérabilité de l’étape de vapocraquage afin de produire des oléfines avec de bon rendement.
La présente invention vise à surmonter les problèmes exposés ci-dessus, et notamment à fournir un procédé permettant une production flexible d’oléfines et optimisée à partir de charges hydrocarbonées lourdes de manière à améliorer la rentabilité du procédé de production d’oléfines.
Ainsi, la demanderesse a mis au point un nouveau procédé de production d’oléfines comprenant une étape de désasphaltage pour produire une fraction DAO et une fraction asphalte, une étape d’hydroconversion de la fraction asphalte en lit bouillonnant, une étape d’hydrocraquage en lit fixe, une étape d’extraction pour produire un raffinât et une fraction riche en aromatiques et une étape de vapocraquage dudit raffinât.
Le procédé selon la présente invention présente les avantages suivants :
- une production d’oléfines à partir de fractions lourdes avec un bon rendement,
- la diminution du coût de production d’oléfines, - une flexibilité du procédé permettant de traiter toutes fractions lourdes hydrocarbonées quelques soient leurs origines,
- l’enchaînement d’une étape de désasphaltage et d’une étape d’hydroconversion de la fraction asphalte permettant une conversion profonde de la fraction résiduelle et notamment des asphaltènes,
- la limitation de la formation de coke lors de ladite étape de vapocraquage.
Résumé de l'invention
L’objet de la présente invention concerne un procédé de production d’oléfines à partir d’une charge 1 hydrocarbonée ayant une teneur en soufre d'au moins 0,1 % poids, une température initiale d'ébullition d'au moins 180°C et une température finale d'ébullition d'au moins 600°C, ledit procédé comprenant les étapes suivantes : a) une étape a) de désasphaltage par extraction de ladite charge hydrocarbonée lourde 1 au moyen d’un solvant 2 ou d’un mélange de solvants permettant d’obtenir d’une part une fraction 4 comprenant de l’asphalte, et d’autre part une fraction huile désasphaltée 3, b) une étape b) d’hydroconversion réalisée dans un réacteur en lit bouillonnant dans lequel la fraction asphalte 4 en présence d’hydrogène est mise en contact en présence d’un catalyseur d’hydroconversion, ladite étape permettant l’obtention d’un effluent 5, c) une étape c) de séparation de l’effluent 5 issu de l’étape b) d’hydroconversion en une fraction gazeuse 6, une fraction 7 comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 180 et 540°C et une fraction 8 comprenant des composés ayant un point d’ébullition inférieur à 180°C, d) une étape d) d’extraction des aromatiques d’au moins une partie de la fraction huile désasphaltée 3 issue de l’étape a) de désasphaltage et d’au moins une partie de la fraction 7 issue de l’étape c) de séparation, permettant l’obtention d’une fraction extrait 9 et d’une fraction raffinât 10, e) une étape e) d’hydrocraquage en lit fixe d’au moins une partie de la fraction extrait 9 issue de l’étape d’extraction d) en présence d’hydrogène 12 et d’un catalyseur d’hydrocraquage, permettant l’obtention d’un effluent 13, f) une étape f) de séparation de l’effluent 13 issu de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe en au moins une fraction gazeuse 15 et au moins une fraction liquide 14 comportant des composés ayant une température d’ébullition inférieure ou égale à 350°C, g) une étape g) de vapocraquage de la fraction raffinât 10 issue de l’étape d) d’extraction, de la fraction 8 issue de l’étape c) de séparation et de la fraction liquide 14 issue de l’étape f) de séparation, permettant l’obtention d’un effluent 16, h) une étape h) de séparation de l’effluent 16 issu de l’étape g) de vapocraquage permettant l’obtention d’au moins une fraction 17 comprenant d’hydrogène, d’une fraction 18 comprenant d’éthylène, d’une fraction 19 comprenant du propylène et d’une fraction 20 comprenant de l’huile de pyrolyse.
Dans un mode de réalisation préféré, l’étape a) de désasphaltage est réalisée dans des conditions spécifiques permettant d'obtenir d’une part une DAO 3 de qualité, de préférence à faible teneur en asphaltènes, et d’autre part une fraction 4 comprenant de l’asphalte ayant un point de ramollissement inférieur à 120°C.
Dans un mode de réalisation préféré, le solvant 2 utilisé à l’étape a) est un solvant apolaire composé à au moins 80% en volume d'hydrocarbure(s) saturé(s) comprenant un nombre de carbone compris entre 3 et 5.
Dans un mode de réalisation préféré, l’étape c) de séparation comprend une distillation sous vide permettant l’obtention d’une fraction distillât sous vide et d’une fraction résidu sous vide. De préférence, dans lequel l’étape c) de séparation comprend en amont de la distillation sous vide une distillation atmosphérique permettant l’obtention d’au moins une fraction distillât atmosphérique et au moins une fraction résidu atmosphérique, ladite fraction résidu atmosphérique étant envoyé dans ladite distillation sous vide permettant l’obtention d’au moins une fraction distillât sous vide et au moins une fraction résidu sous vide.
Dans un mode de réalisation préféré, le solvant polaire mis en oeuvre à l’étape d) d’extraction des aromatiques est choisi parmi le furfural, la N-méthyl-2-pyrrolidone (NMP), le sulfolane, le diméthylformamide (DMF), le diméthylsulfoxide (DMSO), le phénol, ou un mélange de ces solvants. Dans un mode de réalisation préféré, l’étape e) d’hydrocraquage est mise en oeuvre à une température comprise entre 340 et 480°C et à une pression absolue comprise entre 5 et 25 MPa.
Dans un mode de réalisation préféré, l’étape e) d’hydrocraquage est opérée de manière à obtenir un rendement en composés liquides ayant une température d’ébullition inférieure à 180°C supérieur à 50% en poids de la charge en entrée de l’étape e) d’hydrocraquage.
Dans un mode de réalisation préféré, l’étape de séparation f) comprend au moins une distillation atmosphérique permettant l’obtention d’au moins une fraction liquide 14 comportant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C et une fraction liquide comprenant du distillât sous vide comportant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C. De préférence, la fraction liquide 14 et la fraction comprenant du distillât sous vide sont envoyées vers l’étape g) de vapocraquage.
Dans un mode de réalisation préféré, une partie d’une fraction 8 comprenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 180°C issue de l’étape c) de séparation est introduite à l’étape g) de vapocraquage.
Dans un mode de réalisation préféré, l’étape g) de vapocraquage est réalisée dans au moins un four de pyrolyse à une température comprise entre 700 et 900°C, à une pression comprise entre 0,05 et 0,3 MPa durant un temps de séjour inférieur ou égal à 1 ,0 seconde.
Dans un mode de réalisation préféré, les coupes riches en composés saturés issus des gaz légers ou de l’essence de pyrolyse issu de l’étape h) de séparation sont recyclées vers l’étape g) de vapocraquage.
Dans un mode de réalisation préféré, la fraction huile de pyrolyse 21 est soumise à une étape additionnelle de séparation de manière à obtenir une huile de pyrolyse légère comprenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350 °C et une huile de pyrolyse lourde comprenant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C, ladite huile de pyrolyse légère est injectée en amont de l’étape e) d’hydrocraquage, et ladite huile de pyrolyse lourde est injectée en amont de l’étape b) d’hydroconversion et/ou de l’étape a) de désasphaltage. Liste des figures
La figure 1 représente un enchaînement des étapes du procédé selon l'invention.
Description des modes de réalisation
Il est précisé que, dans toute cette description, l’expression « compris(e) entre ... et ... », « inférieur(e) à... » ou « supérieur(e) à » doit s’entendre comme incluant les bornes citées.
Dans le sens de la présente invention, les différents modes de réalisation présentés peuvent être utilisés seul ou en combinaison les uns avec les autres, sans limitation de combinaison.
Dans la suite de la description, il est fait référence à la figure 1 qui illustre un exemple de mise en oeuvre du procédé de production d’oléfines à partir de charges hydrocarbonées lourdes selon l’invention. La mention des éléments référencés à la figure 1 dans la suite de la description permet une meilleure compréhension de l’invention, sans que celle-ci ne se limite à l’exemple particulier illustré à la figure 1 .
Tel que représenté à la figure 1 , le procédé selon l'invention comprend les étapes suivantes :
- une étape a) de désasphaltage de la charge hydrocarbonée lourde 1 ou le mélange de charges avec un solvant ou une combinaison de solvants 2, permettant d’obtenir au moins une fraction comportant de l’huile désasphaltée (DAO) 3, et une fraction 4 comportant de l’asphalte,
- une étape b) d’hydroconversion en lit bouillonnant de la fraction asphalte 4, en présence d’un gaz riche en hydrogène, dans au moins un réacteur en lit bouillonnant comportant un catalyseur d’hydroconversion,
- une étape c) de séparation de l’effluent 5 issu de l’étape b) d’hydroconversion permettant d’obtenir au moins une fraction gazeuse 6 comprenant de l’hydrogène, une fraction liquide 7 comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 180 et 540° et au moins une fraction 8 comprenant des composés ayant un point d’ébullition inférieure à 180°C,
- une étape d) d’extraction d’au moins une partie de la fraction 3 comportant de l’huile désasphaltée (DAO) issue de l’étape a) de désasphaltage et d’au moins une partie de la fraction 7 issue de l’étape c) de séparation avec un solvant ou une combinaison de solvants 11 , permet d’obtenir au moins une fraction 10 riche en composés saturés (raffinât), et une fraction 9 riche en composés aromatiques (extrait),
- une étape e) d’hydrocraquage en présence d’un gaz riche en hydrogène 12 et d’au moins une partie de la fraction 9 riche en aromatiques issue de l’étape d’extraction d), réalisée dans au moins un réacteur en lit fixe comportant un catalyseur d’hydrocraquage,
- une étape f) de séparation de l’effluent 13 issu de l’étape e) d’hydrocraquage permettant d’obtenir au moins une fraction gazeuse 15 comprenant de l’hydrogène, une fraction liquide 14 comprenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C,
- une étape g) de vapocraquage de la fraction raffinât 10 issue de l’étape d) d’extraction, de la fraction 8 issue de l’étape c) de séparation et de la fraction liquide 14 contenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C issue de l’étape f) de séparation,
- une étape h) de séparation de l’effluent 16 issu de l’étape g) de vapocraquage permettant de récupérer au moins une fraction 17 comprenant de l’hydrogène, une fraction 18 comprenant de l’éthylène, une fraction 19 comprenant du propylène et une fraction 20 comprenant de l’huile de pyrolyse.
La description de la figure 1 ci-dessus est un exemple de mise en oeuvre de l’invention qui ne limite en aucune façon l’invention. Seules les principales étapes sont représentées sur lesdites figures, il est entendu que tous les équipements nécessaires au fonctionnement sont présents (ballons, pompes, échangeurs, fours, colonnes, etc.). Seuls les principaux flux contenant les hydrocarbures sont représentés, mais il est entendu que des flux de gaz riche en hydrogène (appoint ou recycle) peuvent être injectés en entrée de chaque réacteur ou lit catalytique ou entre deux réacteurs ou deux lits catalytiques. Des moyens bien connus de l’homme du métier de purification et de recyclage d’hydrogène sont également mis en oeuvre. L’hydrogène produit lors de l’étape de vapocraquage est avantageusement utilisé en appoint des étapes b) d’hydroconversion et/ou d) d’hydrocraquage.
Selon une variante non représentée, au moins une partie de la fraction huile de pyrolyse 20 issue de l’étape h) de séparation peut être injectée en amont de l’étape a) de désasphaltage et/ou de l’étape b) d’hydroconversion. Avantageusement, cette variante permet d’éliminer en partie les asphaltènes contenus dans l’huile de pyrolyse et ainsi de maximiser la production d’oléfines. Selon une variante non représentée, la fraction huile de pyrolyse 20 issue de l’étape h) de séparation peut être séparée en au moins deux fractions, par exemple en une fraction huile de pyrolyse légère qui est envoyée au moins en partie vers l’étape e) d’hydrocraquage, et en une fraction huile de pyrolyse lourde qui est envoyée au moins en partie vers l’étape b) d’hydroconversion et/ou l’étape a) de désasphaltage. Avantageusement, cette variante permet encore de maximiser la production d’oléfines.
Selon une variante non représentée, l’étape c) de séparation de l’effluent 5 issu de l’étape b) d’hydroconverion permet d’obtenir en outre une fraction distillât atmosphérique comprenant des composés ayant une température d’ébullition entre 180 et 350°C qui peut être introduite au moins en partie à l’étape d) d’extraction des aromatiques.
La charge traitée et les différentes étapes du procédé selon l’invention sont à présent décrites plus en détail ci-dessous.
La ch ara e
La charge 1 hydrocarbonée lourde traitée dans le procédé selon l’invention est avantageusement une charge hydrocarbonée contenant des asphaltènes, et notamment présentant une teneur en asphaltènes C7 d'au moins 1 ,0 % poids, de préférence d’au moins 2,0 % poids par rapport au poids de la charge.
La charge 1 a une température initiale d'ébullition d'au moins 180°C, de préférence d’au moins 350°C et de manière préférée d’au moins 540°C et une température finale d'ébullition d’au moins 600°C.
La charge hydrocarbonée 1 selon l’invention peut être choisie parmi les résidus atmosphériques, les résidus sous vide issus de distillation directe, des pétroles bruts, des pétroles bruts étêtés, des sables bitumineux ou leurs dérivés, des schistes bitumineux ou leurs dérivés, des huiles de roche mère ou leurs dérivés, pris seuls ou en mélange. Dans la présente invention, les charges traitées sont de préférence des résidus atmosphériques ou des résidus sous vide, ou des mélanges de ces résidus, et plus préférentiellement des résidus sous vide.
La charge hydrocarbonée lourde traitée dans le procédé peut contenir entre autres des impuretés soufrées. La teneur en soufre peut être d’au moins 0,1% en poids, d’au moins 0,5% en poids, préférentiellement d’au moins 1 ,0 % en poids, plus préférentiellement d’au moins 2,0 % en poids par rapport au poids de la charge.
La charge hydrocarbonée lourde traitée dans le procédé peut contenir entre autres des métaux. La teneur en nickel et vanadium peut-être d’au moins 20 ppm, de préférence d’au moins 50 ppm par rapport au poids de la charge.
La charge hydrocarbonée lourde traitée dans le procédé peut contenir entre autre du carbone Conradson. La teneur en carbone Conradson peut être d’au moins 2,0% poids, de préférence d’au moins 5,0% poids par rapport au poids de la charge.
Ces charges peuvent avantageusement être utilisées telles quelles. Alternativement, lesdites charges peuvent être mélangées avec au moins une co-charge.
De préférence plusieurs co-charges peuvent être utilisées à différentes étapes du procédé selon l’invention afin de moduler la viscosité de la charge introduite à chacune des étapes. Une co-charge peut être introduite en amont d’au moins un réacteur de l’étape b) d’hydroconversion. Cette co-charge peut être une fraction hydrocarbonée ou un mélange de fractions hydrocarbonées plus légères, pouvant être de préférence choisies parmi les produits issus d’un procédé de craquage catalytique en lit fluide (FCC ou « Fluid Catalytic Cracking » selon la terminologie anglo-saxonne), notamment une coupe légère (LCO ou « Light Cycle Oil » selon la terminologie anglo-saxonne), une coupe lourde (FICO ou « Fleavy Cycle Oil » selon la terminologie anglo-saxonne), une huile décantée, un résidu de FCC. Cette co-charge peut également être une fraction gazole atmosphérique ou une fraction gazole sous vide obtenue par distillation atmosphérique ou sous vide d’un pétrole brut ou d’un effluent d’un procédé de conversion tel la cokéfaction ou la viscoréduction ou être issue des étapes c) et/ou f) de séparation. Cette co-charge ne représente pas plus de 20% en poids de la charge hydrocarbonée lourde 1 .
Etape a) de désasphaltaoe
Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape a) de désasphaltage par extraction liquide-liquide de la charge hydrocarbonée lourde 1 ou du mélange de charges c). Ladite étape a) est mise en oeuvre par extraction liquide-liquide au moyen d’un solvant ou d’un mélange de solvants 2 permettant d’obtenir d’une part une fraction 4 comprenant de l’asphalte, et d’autre part une fraction huile désasphaltée (DAO) 3. L’étape a) de désasphaltage est réalisée de préférence dans des conditions spécifiques permettant d'obtenir d’une part une fraction DAO 3 de qualité, de préférence à faible teneur en asphaltènes, et d’autre part une fraction 4 comprenant de l’asphalte relativement molle, c’est-à-dire ayant un point de ramollissement inférieur à 120°C, de manière préférée inférieure à 100°C.
L'étape a) de désasphaltage est de préférence réalisée en une seule étape au moyen d’un solvant apolaire ou d’un mélange de solvants apolaires.
L'étape a) peut être réalisée dans une colonne d'extraction ou extracteur, ou dans un mélangeur-décanteur. L’étape a) est de préférence réalisée dans une colonne d’extraction contenant des contacteurs liquide-liquide (éléments de garnissage et/ou plateaux, etc.) placés dans une ou plusieurs zones. De préférence, le solvant ou le mélange de solvants 2 est introduit dans la colonne d'extraction à deux niveaux différents. De préférence, la charge de désasphaltage est introduite dans une colonne d'extraction à un seul niveau d'introduction, généralement en mélange avec au moins une partie du solvant ou du mélange de solvants 2 et généralement en dessous d’une première zone de contacteurs liquide-liquide. De préférence, l’autre partie du solvant ou mélange de solvants 2 est injectée plus bas que la charge de désasphaltage, généralement en dessous d’une seconde zone de contacteurs liquide-liquide, la charge de désasphaltage étant injectée au-dessus de cette seconde zone de contacteurs.
L'étape a) est mise en oeuvre en conditions subcritiques, c’est-à-dire en dessous du point critique, pour ledit solvant ou mélange de solvants 2. L'étape a) est mise en oeuvre à une température avantageusement comprise entre 50 et 350°C, de préférence entre 80 et 320°C, de manière plus préférée entre 120 et 310°C, de manière encore plus préférée entre 150 et 300°C, et à une pression avantageusement comprise entre 0,1 et 6 MPa, de préférence entre 1 et 6 MPa, de manière plus préférée entre 2 et 5 MPa.
Le rapport de volume du solvant ou du mélange de solvants 2 sur le volume de charge 1 est généralement compris entre 1/1 et 12/1 , de préférence entre 2/1 à 9/1 exprimé en litres par litres. Ce rapport inclut la totalité du solvant ou mélange de solvants pouvant être divisé en plusieurs points d’injection.
Le solvant apolaire utilisé est de préférence un solvant composé d'hydrocarbure(s) saturé(s) comprenant un nombre de carbones supérieur ou égal à 3, de préférence compris entre 3 et 5. Ces solvants peuvent être par exemple le propane, le butane ou le pentane. Ces solvants sont utilisés purs ou en mélange.
De manière préférée, le solvant 2 utilisé à l’étape a) est un solvant apolaire composé à au moins 80% en volume d'hydrocarbure(s) saturé(s) comprenant un nombre de carbones comprise entre 3 et 5, ceci de manière à maximiser la qualité de la fraction 4 comprenant de l’asphalte destinée à être traiter lors de l’étape b) d’hydroconversion.
Le choix des conditions de température et de pression de l'extraction combiné au choix de la nature des solvants 2 dans l'étape a) de désasphaltage permettent d'ajuster les performances d'extraction. L'étape a) peut permettre, grâce à ces conditions de désasphaltage spécifiques, de précipiter dans la fraction 4 comprenant de l’asphalte une quantité ajustée de structures polaires de type résines lourdes et asphaltènes, ce qui permet d’obtenir une fraction 4 comprenant de asphalte avec un rendement amélioré, généralement supérieur à 40%, voire supérieur à 50% par rapport à la quantité de composés ayant une température d’ébullition supérieure à 540°C en entrée de l’étape a) de désasphaltage. La fraction DAO 3 obtenue comprends moins de 1000 ppm d’asphaltènes C7, généralement moins de 500 ppm d’asphaltènes C7, voire moins de 300 ppm d’asphaltènes C7.
En tête de la colonne d'extraction ou du mélangeur-décanteur, de préférence au-dessus de la zone de contacteur(s) liquide-liquide située à la position la plus haute, on récupère une fraction qui comprend la fraction DAO 3 et une partie du solvant ou du mélange de solvants.
En fond de la colonne d'extraction ou du mélangeur-décanteur, de préférence en dessous de la zone de contacteur(s) située à la position la plus basse, on récupère une fraction 4 qui comprend de l’asphalte et une partie du solvant ou mélange de solvants.
Le solvant ou mélange de solvants 2 peut être constitué d’un appoint et/ou d’une partie recyclée lors d’étapes de séparation. Ces appoints permettent avantageusement de compenser les pertes de solvant dans la fraction 4 comprenant de l’asphalte et/ou dans la fraction DAO 3, dues aux étapes de séparation.
L’étape a) de désasphaltage comprend une sous étape intégrée de séparation de la fraction 3 comprenant la DAO et du solvant ou du mélange de solvants. Le solvant ou le mélange de solvants récupéré peut être recyclé dans l’étape a) de désasphaltage. Cette sous étape de séparation intégrée permettant de séparer la DAO 3 et le solvant ou le mélange de solvants peut mettre en oeuvre tous les équipements nécessaires connus de l’homme du métier (ballons séparateurs, colonnes de distillation ou de stripage, échangeurs de chaleur, fours, pompes, compresseurs, etc.).
Au moins une partie, et de préférence la totalité, de la fraction DAO 3 est envoyée vers l’étape c) d’extraction des aromatiques.
Au moins une partie, et de préférence la totalité, de la fraction 4 comprenant de l’asphalte 4 est envoyée vers l’étape b) d’hydroconversion en lit bouillonnant.
Etape b) d’hydroconversion en lit bouillonnant
Conformément à l’invention, une étape b) d’hydroconversion en lit bouillonnant est réalisée dans un réacteur en lit bouillonnant dans lequel la fraction 4 comprenant de l’asphalte et issue de l’étape a) de désasphaltage, en présence d’hydrogène sont mis en contact avec un catalyseur d’hydroconversion. Avantageusement, la fraction 4 comprenant de l’asphalte est introduite à l’étape b) en présence d’une co-charge.
Par hydroconversion on entend l’ensemble des réactions mises en oeuvre permettant de diminuer la taille des molécules, principalement par coupure des liaisons carbone-carbone, par action d’hydrogène en présence d’un catalyseur. Lors de l’étape d’hydroconversion, il se produit notamment des réactions d’hydrotraitement et d’hydrocraquage.
De préférence, l’étape b) d’hydroconversion comprend un ou plusieurs réacteurs triphasiques à courant ascendant de liquide et de gaz contenant au moins un catalyseur d'hydroconversion, les réacteurs en lit bouillonnant pouvant être disposés en série et/ou en parallèle, fonctionnant typiquement à l'aide de la technologie et dans les conditions du procédé H-Oil™ tel que décrit par exemple dans les brevets US 4,521 ,295 ou US 4,495,060 ou US 4,457,831 ou US 4,354,852, ou dans l'article AlChE, March 19-23, 1995, Houston, Texas, paper number 46d, "Second génération ebullated bed technology", ou dans le chapitre 3.5 "Hydroprocessing and Hydroconversion of Residue Fractions" de l’ouvrage "Catalysis by Transition Métal Sulphides", édité par les Éditions Technip en 2013. Chaque réacteur comporte avantageusement une pompe de recirculation permettant le maintien du catalyseur en lit bouillonnant par recyclage continu d'au moins une partie d'une fraction liquide avantageusement soutirée en tête du réacteur et réinjectée en bas du réacteur.
L’étape d’hydroconversion b) est réalisée dans des conditions permettant d'obtenir un effluent liquide à teneur réduite en soufre, en carbone Conradson, en métaux, et en azote. Avantageusement, l’étape b) est opérée de préférence à une pression absolue comprise entre 2 MPa et 38 MPa, plus préférentiellement entre 5 MPa et 25 MPa et de manière encore plus préférée, entre 6 MPa et 20 MPa, à une température comprise entre 300°C et 550°C, plus préférentiellement comprise entre 350°C et 500°C et d'une manière préférée comprise entre 370°C et 450°C. La vitesse spatiale horaire (WH) par rapport au volume de chaque réacteur triphasique est de préférence comprise entre 0,05 h 1 et 10 h 1. Selon une mise en oeuvre préférée, la WH est comprise entre 0,1 h 1 et 10 h 1, plus préférentiellement entre 0,1 h 1 et 5,0 h 1 et de manière encore plus préférée comprise entre 0,15 h 1 et 2,0 h 1. Selon une autre mise en oeuvre, la WH est comprise entre 0,05 h 1 et 0,09 h 1. La quantité d'hydrogène mélangée à la charge est de préférence comprise entre 50 et 5000 normaux mètres cube (Nm3) par mètre cube (m3) de charge liquide, de manière préférée entre 100 et 2000 Nm3/m3 et de manière très préférée entre 200 et 1000 Nm3/m3.
Le catalyseur d'hydroconversion utilisé dans l’étape d'hydroconversion b) du procédé selon l'invention peut contenir un ou plusieurs éléments des groupes 4 à 12 du tableau périodique des éléments, qui peuvent être déposé sur un support ou pas. On peut avantageusement utiliser un catalyseur comprenant un support, de préférence amorphe, tels que de la silice, de l'alumine, de la silice-alumine, du dioxyde de titane ou des combinaisons de ces structures, et de manière très préférée de l'alumine.
Le catalyseur peut contenir au moins un métal du groupe VIII non-noble choisi parmi le nickel et le cobalt, et de préférence le nickel, ledit élément du groupe VIII étant de préférence utilisé en association avec au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le molybdène et le tungstène, et de préférence le métal du groupe VIB est le molybdène.
Dans la présente description, les groupes d'éléments chimiques sont donnés selon la classification CAS (CRC Handbook of Chemistry and Physics, éditeur CRC press, rédacteur en chef D.R. Lide, 81 ème édition, 2000-2001). Par exemple, le groupe VIII selon la classification CAS correspond aux métaux des colonnes 8, 9 et 10 selon la nouvelle classification IUPAC.
Avantageusement, le catalyseur d'hydroconversion utilisé dans l’étape d'hydroconversion b) comprend un support alumine et au moins un métal du groupe VIII choisi parmi le nickel et le cobalt, de préférence le nickel, et au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le molybdène et le tungstène, de préférence le molybdène. De préférence, le catalyseur d'hydroconversion comprend le nickel en tant qu'élément du groupe VIII et le molybdène en tant qu'élément du groupe VIB.
La teneur en métal du groupe VIII non-noble, en particulier en nickel, est avantageusement comprise entre 0,5 % à 10,0 % exprimée en poids d'oxyde de métal (en particulier de NiO), et de préférence entre 1 ,0 % à 6,0 % poids, et la teneur en métal du groupe VIB, en particulier en molybdène, est avantageusement comprise entre 1 ,0 % et 30 % exprimée en poids d’oxyde du métal (en particulier de trioxyde de molybdène Mo03), et de préférence entre 4 % et 20 % poids. Les teneurs en métaux sont exprimées en pourcentage poids d'oxyde de métal par rapport au poids du catalyseur.
Ce catalyseur est avantageusement utilisé sous forme d'extrudés ou de billes. Les billes ont par exemple un diamètre compris entre 0,4 mm et 4,0 mm. Les extrudés ont par exemple une forme cylindrique d’un diamètre compris entre 0,5 et 4,0 mm et d’une longueur comprise entre 1 ,0 et 5,0 mm. Les extrudés peuvent également être des objets d’une forme différente tels que des trilobés, des tetralobes réguliers ou irréguliers, ou d’autres multilobes. Des catalyseurs d’autres formes peuvent également être utilisés, par exemple sous forme de pastilles (« pellets »).
La taille de ces différentes formes de catalyseurs peut être caractérisée à l’aide du diamètre équivalent. Le diamètre équivalent est défini par 6 fois le ratio entre le volume de la particule et la surface externe de la particule. Le catalyseur utilisé sous forme d'extrudés, de billes ou d’autres formes a donc un diamètre équivalent compris entre 0,4 mm et 4,4 mm. Ces catalyseurs sont bien connus de l’homme du métier.
Dans une des mises en œuvre du procédé selon l'invention, il est utilisé un catalyseur d'hydroconversion différent dans chaque réacteur de cette étape initiale d'hydroconversion (ai), le catalyseur propose à chaque réacteur étant adapté à la charge envoyée dans ce réacteur.
Dans une des mises en œuvre du procédé selon l'invention, il est utilisé plusieurs types de catalyseur dans chaque réacteur.
Dans une des mises en œuvre du procédé selon l'invention, chaque réacteur contient un ou plusieurs catalyseurs adaptés à un fonctionnement en lit bouillonnant. Comme cela est connu, et par exemple décrit dans le brevet FR 3 033 797, le catalyseur d'hydroconversion, lorsqu’il est usagé, peut être en partie remplacé par du catalyseur frais, et/ou du catalyseur usagé mais d’activité catalytique supérieure au catalyseur usagé à remplacer, et/ou du catalyseur régénéré, et/ou du catalyseur réjuvéné (catalyseur issu d’une zone de réjuvénation dans laquelle on élimine la majeure partie des métaux déposés, avant d'envoyer le catalyseur usé et réjuvéné dans une zone de régénération dans laquelle on élimine le carbone et le soufre qu'il renferme augmentant ainsi l’activité du catalyseur), par soutirage du catalyseur usagé de préférence en bas du réacteur, et par introduction du catalyseur de remplacement soit en haut, soit en bas du réacteur. Ce remplacement de catalyseur usagé est réalisé de préférence à intervalle de temps régulier, et de manière préférée par bouffée ou de façon quasi continue. Le remplacement de catalyseur usagé peut être fait tout ou en partie par du catalyseur usagé et/ou régénéré et/ou réjuvéné issu du même réacteur et/ou d'un autre réacteur de n'importe quelle étape d'hydroconversion. Le catalyseur peut être ajouté avec les métaux sous forme d'oxydes de métaux, avec les métaux sous forme de sulfures de métaux, ou après un préconditionnement. Pour chaque réacteur, le taux de remplacement du catalyseur d'hydroconversion usé par du catalyseur frais est avantageusement compris entre 0,01 kg et 10 kg par mètre cube de charge traitée, et de préférence entre 0,1 kg et 3 kg par mètre cube de charge traitée. Ce soutirage et ce remplacement sont effectués à l'aide de dispositifs permettant avantageusement le fonctionnement continu de cette étape d'hydroconversion.
En ce qui concerne le remplacement au moins en partie par du catalyseur régénéré, il est possible d'envoyer le catalyseur usé soutiré du réacteur dans une zone de régénération dans laquelle on élimine le carbone et le soufre qu'il renferme puis de renvoyer ce catalyseur régénéré dans l'étape d'hydroconversion. En ce qui concerne le remplacement au moins en partie par du catalyseur réjuvéné, il est possible d'envoyer le catalyseur usé soutiré du réacteur dans une zone de réjuvénation dans laquelle on élimine la majeure partie des métaux déposés, avant d'envoyer le catalyseur usé et réjuvéné dans une zone de régénération dans laquelle on élimine le carbone et le soufre qu'il renferme puis de renvoyer ce catalyseur régénéré dans l'étape b) d'hydroconversion.
L’étape b) d’hydroconversion se caractérise par un taux de conversion des composés bouillants au-delà de 540°C supérieur à 50% en masse, de préférence supérieur à 70% en masse. L’effluent 5 obtenu à l’issue de l’étape b) d’hydroconversion comprend au moins une fraction liquide 7 et une fraction gazeuse 6 contenant les gaz, notamment H2, H2S, NH3, et des hydrocarbures en C C4 (c’est-à-dire comprenant de 1 à 4 atomes de carbone).
Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape c) de séparation de l’effluent 5 issu de l’étape b) d’hydroconversion en au moins une fraction gazeuse 6, une fraction 7 comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 180 et 540° et une fraction 8 comprenant des composés ayant un point d’ébullition inférieure à 180°C.
La fraction gazeuse 6, la fraction 7 et la fraction 8 peuvent être séparées de l’effluent 5 à l’aide des dispositifs de séparation bien connus de l’homme du métier, notamment à l’aide d’un ou plusieurs ballons séparateurs pouvant opérer à différentes pressions et températures, éventuellement associés à un moyen de stripage à la vapeur ou à l’hydrogène et à une ou plusieurs colonnes de distillation. Après un éventuel refroidissement, la fraction gazeuse 6 est de préférence traitée dans un moyen de purification d’hydrogène de façon à récupérer l’hydrogène non consommé lors des réactions d’hydroconversion.
L’hydrogène purifié peut alors avantageusement être recyclé dans le procédé selon l’invention. L’hydrogène peut être recyclé en entrée et/ou à différents endroits de l’étape b) d’hydroconversion et/ou de l’étape d) d’hydrocraquage en lit bouillonnant.
L’étape c) de séparation comprend une distillation sous vide dans laquelle au moins une partie de l’effluent 5 issue de l’étape b) peut subir des traitements à l’aide des dispositifs de séparation bien connus, puis être fractionné par distillation sous vide en au moins une fraction distillât sous vide et au moins une fraction résidu sous vide. La fraction distillât sous vide comprend des fractions de type gazole sous vide, c’est-à-dire des composés ayant une température d’ébullition entre 350 et 540°C. La fraction résidu sous vide est de préférence une fraction liquide hydrocarbonée contenant au moins 80% de composés ayant un point d’ébullition supérieur ou égale à 540°C.
De manière préférée, l’étape c) de séparation comprend une distillation atmosphérique, en amont de la distillation sous vide, dans laquelle la ou les fraction(s) hydrocarbonée(s) liquide(s) obtenue(s) après séparation est (sont) fractionnée(s) par distillation atmosphérique en au moins une fraction distillât atmosphérique et au moins une fraction résidu atmosphérique, puis une distillation sous vide dans laquelle la fraction résidu atmosphérique obtenue après distillation atmosphérique est fractionnée par distillation sous vide en au moins une fraction distillât sous vide et au moins une fraction résidu sous vide.
Avantageusement, l’étape de séparation c) comprend en outre au moins une distillation atmosphérique en amont de la distillation sous vide, dans laquelle au moins une partie de l’effluent 5 issue de l’étape b) est fractionné par distillation atmosphérique en au moins une fraction 8 comprenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 180°C, et une fraction distillât contenant du diesel, c’est-à-dire comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 180 et 350°C.
Avantageusement, la fraction 8 comprenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 180°C est au moins en partie et de préférence en totalité envoyée à l’étape g) de vapocraquage. La fraction distillât contenant du diesel peut être au moins en partie et de préférence en totalité envoyée à l’étape d) d’extraction.
Au moins une partie, et de préférence, la totalité de la fraction 7 comprenant au moins une partie, de préférence la totalité, d’une fraction distillât sous vide et d’une fraction distillât contenant du diesel est envoyé à l’étape d) d’extraction des aromatiques.
Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape d) d’extraction des aromatiques d’au moins une partie de la fraction huile désasphaltée (DAO) 3 issue de l’étape a) de désasphaltage et d’au moins une partie de la fraction 7 issue de l’étape c). Ladite étape d) d’extraction des aromatiques permet l’obtention d’une fraction extrait 9 et une fraction raffinât 10.
La fraction 7 issue de l’étape c) comprend au moins une partie, de préférence la totalité, d’une fraction distillât sous vide comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 350 et 540°C et au moins une partie, de préférence la totalité, d’une fraction distillât comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 180 et 350°C issue de l’étape c) de séparation.
L’étape d) d’extraction des aromatiques a pour objectif d’extraire au moins en partie les composés aromatiques ainsi que les résines par extraction liquide-liquide à l'aide d'un solvant polaire 11 . Les composés extraits lors de l’étape d) ont préférentiellement un point d'ébullition supérieur au point d'ébullition du solvant, ce qui permet avantageusement de maximiser le rendement lors de la séparation du solvant du raffinât après l'extraction. De plus, la récupération du solvant est également plus efficace et économique.
Comme solvant, on peut utiliser le furfural, la N-méthyl-2-pyrrolidone (NMP), le sulfolane, le diméthylformamide (DMF), le diméthylsulfoxide (DMSO), le phénol, ou un mélange de ces solvants dans des proportions égales ou différentes. De préférence, le solvant est le furfural.
Les conditions opératoires sont en général un ratio solvant / charge de l’étape d) de 1/2 à 6/1 , préférentiellement de 1/1 à 4/1 , un profil de température compris entre la température ambiante et 150°C, de préférence entre 50 et 150°C. La pression se situe entre la pression atmosphérique et 2,0 MPa, de préférence entre 0,1 et 1 ,0 MPa.
L’extraction liquide/liquide peut être réalisée généralement dans un mélangeur-décanteur ou dans une colonne d’extraction fonctionnant à contre-courant. De préférence, l’extraction est réalisée dans une colonne d’extraction.
Le solvant choisi a un point d’ébullition suffisamment élevé afin de pouvoir fluidifier la charge de l’étape d) sans se vaporiser.
Après contact du solvant, avec l’effluent introduit à l’étape d), deux fractions sont obtenues à l’issue de l’étape d), une fraction extrait 9, constitué des parties de la fraction lourde non solubles dans le solvant (et fortement concentrées en aromatiques) et une fraction raffinât 10, constituée du solvant et des parties solubles de la fraction lourde. Le solvant est séparé par distillation des parties solubles et recyclées en interne au procédé d’extraction liquide/liquide. La séparation de l’extrait et du raffinât et la récupération du solvant sont réalisées dans une sous étape de séparation intégrée à l’étape d) d’extraction des aromatiques.
Etape e) d’hydrocraauaqe en lit fixe
Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape e) d’hydrocraquage en lit fixe d’au moins une partie de la fraction extrait 9 issue de l’étape d’extraction d) en présence d’un catalyseur d’hydrocraquage. De l’hydrogène 12 peut également être injecté en amont des différents lits catalytiques composant le(s) réacteur(s) d’hydrocraquage. Parallèlement aux réactions d’hydrocraquage désirées dans cette étape, il se produit également tout type de réaction d’hydrotraitement (HDM, HDS, HDN, etc...). Des réactions d’hydrocraquage conduisant à la formation de distillais atmosphériques ont lieu avec un taux de conversion du distillât sous vide en distillât atmosphérique qui est généralement supérieur à 30%, typiquement entre 30 et 50% pour un hydrocraquage doux et supérieur à 80% pour un hydrocraquage poussé. Des conditions spécifiques, de température notamment, et/ou l’utilisation d’un ou plusieurs catalyseurs spécifiques, permettent de favoriser les réactions d’hydrocraquage désirées.
L’étape e) d’hydrocraquage selon l’invention est mise en oeuvre dans des conditions d’hydrocraquage. Elle peut avantageusement être mise en oeuvre à une température comprise entre 340 et 480°C, de préférence entre 350 et 430°C et à une pression absolue comprise entre 5 et 25 MPa, de préférence entre 8 et 20 MPa, de manière préférée entre 10 et 18 MPa. La température est habituellement ajustée en fonction du niveau souhaité d’hydrotraitement et de la durée du traitement visée. Le plus souvent, la vitesse spatiale de la charge hydrocarbonée, couramment appelée WH, et qui se définit comme étant le débit volumétrique de la charge divisé par le volume total du catalyseur, peut être comprise dans une gamme allant de 0,1 à 3,0 h 1, préférentiellement de 0,2 à 2,0 h 1, et plus préférentiellement de 0,25 à 1 ,0 h 1. La quantité d’hydrogène mélangée à la charge peut être comprise entre 100 et 5000 normaux mètres cube (Nm3) par mètre cube (m3) de charge liquide, préférentiellement entre 200 et 2000 Nm3/m3, et plus préférentiellement entre 300 et 1500 Nm3/m3. L’étape e) d’hydrocraquage peut être effectuée industriellement dans au moins un réacteur à courant descendant de liquide.
L’étape e) d’hydrocraquage comprend de préférence deux sections catalytiques en série, avec une section catalytique amont d’hydrotraitement de manière à limiter la désactivation de la section catalytique aval d’hydrocraquage. Cette section d’hydrotraitement vise notamment à réduire significativement la teneur en azote de la charge, l’azote étant un inhibiteur de la fonction acide des catalyseurs bi fonctionnels de la section catalytique d’hydrocraquage.
L’étape e) d’hydrocraquage peut également comprendre une deuxième section catalytique d’hydrocraquage traitant au moins une coupe lourde issue de la première section catalytique d’hydrocraquage préalablement séparée dans une étape de séparation. L’étape e) d’hydrocraquage peut comprendre le recyclage d’une coupe lourde issue de la première section catalytique d’hydrocraquage préalablement séparée dans une étape de séparation.
Les catalyseurs dans l’étape e) d’hydrocraquage utilisés peuvent être des catalyseurs d’hydrotraitement et d’hydrocraquage.
Les catalyseurs d’hydrotraitement utilisés peuvent être des catalyseurs d’hydrotraitement constitués d’un support de type oxyde inorganique (de préférence une alumine) et d’une phase active comprenant des éléments chimiques issues des groupe VIII (Ni, Co, etc.) et groupe VI (Mo, etc.).
Les catalyseurs d’hydrocraquage peuvent être de manière avantageuse des catalyseurs bifonctionnels, ayant une phase hydrogénante afin de pouvoir hydrogéner les aromatiques et réaliser l'équilibre entre les composés saturés et les oléfines correspondantes et une phase acide qui permet de promouvoir les réactions d'hydroisomérisation et d'hydrocraquage. La fonction acide est avantageusement apportée par des supports de grandes surfaces (généralement 100 à 800 m2.g 1) présentant une acidité superficielle, telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées notamment), les combinaisons d'oxydes de bore et d'aluminium, les silice-alumines amorphes et les zéolithes. La fonction hydrogénante est avantageusement apportée soit par un ou plusieurs métaux du groupe VIII de la classification périodique des éléments, tels que le fer, le cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium, le osmium, le iridium et le platine, soit par une association d'au moins un métal du groupe VIB de la classification périodique tels que molybdène et tungstène et au moins un métal non noble du groupe VIII (tels que le nickel et le cobalt). De préférence, le catalyseur bifonctionnel utilisé comprend au moins un métal choisi dans le groupe formé par les métaux des groupes VIII et VIB, pris seuls ou en mélange, et un support comprenant 10 à 90% poids d'une zéolithe et 90 à 10% poids d'oxydes inorganiques. Le métal du groupe VIB utilisé est de préférence choisi parmi le tungstène et le molybdène et le métal du groupe VIII est de préférence choisi parmi le nickel et le cobalt. Selon une autre variante préférée, des catalyseurs monofonctionnels et des catalyseurs bi-fonctionnel de type alumine, silice- alumine amorphe ou zéolitique peuvent être utilisés en mélange ou en couches successives.
De préférence, le volume catalytique mis en oeuvre lors de la seconde étape e) d’hydrocraquage est constitué d’au moins 30% de catalyseurs d’hydrocraquage de type bi fonctionnel. De manière optionnelle, une co-charge (non représentée) peut être injectée en amont de n’importe quel lit catalytique de la section e) d’hydrocraquage. Cette co-charge est typiquement un distillât sous vide issu de distillation directe ou issu d’un procédé de conversion, ou une huile désasphaltée.
De préférence, l’étape e) d’hydrocraquage est opérée en mode « maxi naphta », c’est-à-dire qu’elle permet d’obtenir un rendement en composés liquides ayant une température d’ébullition inférieure à 180°C supérieur à 50% en poids de la charge en entrée de l’étape e) d’hydrocraquage.
L’effluent 13 issu de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe est envoyé dans une étape f) de séparation.
Etape f) de séparation de l’effluent d’hydrocraquaqe en lit fixe
Conformément à l’invention, le procédé comprend en outre une étape f) de séparation de l’effluent 13 issu de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe en au moins une fraction gazeuse 15 et au moins une fraction liquide 14.
Ledit effluent 13 est avantageusement séparé dans au moins un ballon séparateur en au moins une fraction gazeuse 15 et au moins une fraction liquide 14. L’étape de séparation dudit effluent 13 peut être réalisée à l’aide de tous dispositifs de séparation connus de l’homme du métier, tel que un ou plusieurs ballons séparateurs pouvant opérer à différentes pressions et températures, éventuellement associés à un moyen de stripage à la vapeur ou à l’hydrogène et à une ou plusieurs colonnes de distillation. Ces séparateurs peuvent par exemple être des séparateurs haute pression haute température (HPHT) et/ou des séparateurs haute pression basse température (HPBT).
La fraction gazeuse 15 obtenue à l’issu de l’étape e) de séparation comprend des gaz, tel que H2, H2S, NH3, et des hydrocarbures en C1-C4 (tel que le méthane, éthane, propane, butane). Avantageusement, l’hydrogène contenu dans la fraction gazeuse 15 est purifié et recyclé dans l’une quelconque des étapes b) d’hydroconversion en lit bouillonnant et/ou e) d’hydrocraquage en lit fixe. Dans un mode de réalisation particulier, la purification de l’hydrogène contenu dans la fraction gazeuse 15 peut être réalisé simultanément aux traitements des fractions gazeuses issues de la séparation des effluents des étapes b) d’hydroconversion en lit bouillonnant et e) d’hydrocraquage en lit fixe. La purification de l’hydrogène peut être effectuée par un lavage aux amines, une membrane, un système de type PSA (Pressure Swing Adsorption selon la terminologie anglo-saxonne), ou plusieurs de ces moyens disposés en série.
Dans un mode de réalisation préféré, l’étape de séparation f) comprend en outre de la séparation gaz-liquide ou de la succession de dispositifs de séparation, au moins une distillation atmosphérique, dans laquelle la ou les fraction(s) hydrocarbonée(s) liquide(s) obtenue(s) après séparation est (sont) fractionnée(s) par distillation atmosphérique en au moins une fraction distillât atmosphérique 14 comportant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C et optionnellement une fraction liquide comprenant du distillât sous vide comportant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C. Au moins une partie, et de préférence la totalité, de la fraction distillât atmosphérique 14 et optionnellement de la fraction comprenant du distillât sous vide est avantageusement envoyée vers l’étape g) de vapocraquage.
De manière optionnelle, au moins une partie de la fraction type distillât sous vide est recyclée vers l’étape e) d’hydrocraquage, et selon cette variante il peut être nécessaire de réaliser une purge constituée de fractions non converties de type distillât sous vide de manière à déconcentrer les espèces polyaromatiques et à limiter la désactivation du catalyseur d’hydrocraquage de l’étape e). Afin de limiter la purge et ainsi accroître la conversion globale, il peut être avantageux de réaliser de manière optionnelle cette purge en envoyant au moins une partie de la fraction non convertie de type distillât sous vide en entrée de l’étape a) de désasphaltage de manière à éliminer au moins en partie les espèces polyaromatiques dans la fraction 4 comprenant de l’asphalte.
De manière très préférée, lorsque l’étape e) d’hydrocraquage est opérée en mode maxi naphta, les composés bouillant au-delà de 180°C sont au moins en partie et de préférence en totalité recyclée vers l’étape e) de manière à accroître le rendement en composés bouillant en dessous de 180°C dans la coupe distillât atmosphérique 14.
Etape g) de vapocraquage
Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape g) de vapocraquage de la fraction raffinât 10 issue de l’étape d) d’extraction, de la fraction 8 issue de l’étape c) de séparation et de la fraction liquide 14 issue de l’étape f) de séparation comportant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C, et optionnellement une fraction comprenant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C issue de l’étape f) de séparation.
L’étape g) de vapocraquage est avantageusement réalisée dans au moins un four de pyrolyse à une température comprise entre 700 et 900°C, de préférence entre 750 et 850°C, et à une pression comprise entre 0,05 et 0,3 MPa relatif. Le temps de séjour des hydrocarbures est généralement inférieur ou égale à 1 ,0 seconde (noté s), de préférence compris entre 0,1 et 0,5 s. Avantageusement, de la vapeur d’eau est introduite en amont de l’étape g) de vapocraquage. La quantité d’eau introduite est comprise entre 0,3 et 3,0 kg d’eau par kg d’hydrocarbures en entrée de l’étape g). De préférence, l’étape g) est réalisée dans plusieurs fours de pyrolyse en parallèle de manière à adapter les conditions opératoires aux différents flux alimentant l’étape g) et issus des étapes c), d), f) et h), et aussi à gérer les temps de décokage des tubes. Un four comprend un ou plusieurs tubes disposés en parallèle. Un four peut également désigner un groupe de fours opérant en parallèle. Par exemple, un four peut être dédié au craquage de fractions riches en éthane, un autre four dédié aux coupes riches en propane et butane, un autre four dédié aux coupes comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 80 et 180°C, et un autre four dédié aux coupes comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 180 et 350°C.
De préférence, le procédé comprend une étape h) de séparation de l’effluent 16 issu de l’étape g) de vapocraquage permettant l’obtention d’au moins une fraction 17 comprenant, de préférence constituée, de l’hydrogène, une fraction 18 comprenant, de préférence constituée, de l’éthylène, une fraction 19 comprenant, de préférence constituée, de propylène et une fraction 20 comprenant, de préférence constituée, et d’huile de pyrolyse. Optionnellement, l’étape h) de séparation permet de récupérer également une fraction comprenant, de préférence constituée, de butènes et une fraction comprenant, de préférence constituée, d’essence de pyrolyse.
De préférence, les coupes riches en composés saturés issus des gaz légers ou de l’essence de pyrolyse issu de l’étape h) de séparation peuvent être recyclés vers l’étape g) de vapocraquage, notamment l’éthane et le propane, de manière à accroître le rendement en éthylène et en propylène. La fraction huile de pyrolyse 20 peut optionnellement être soumise à une étape additionnelle de séparation de manière à obtenir plusieurs fractions, par exemple une huile de pyrolyse légère comprenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350 °C et une huile de pyrolyse lourde comprenant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C. L’huile de pyrolyse légère peut avantageusement être injectée en amont de l’étape d) d’hydrocraquage. L’huile de pyrolyse lourde peut avantageusement être injectée en amont de l’étape b) d’hydroconversion et/ou de l’étape a) de désasphaltage. Avantageusement, la séparation de la fraction 20 en deux fractions et leurs recyclages dans l’une des étapes b), a), ou e) du procédé permettant de maximiser la formation d’oléfines à partir de charges hydrocarbonées lourdes.
Exemple
L’exemple ci-dessous illustre une mise en œuvre particulières du procédé selon l’invention sans en limiter la portée.
La charge hydrocarbonée lourde 1 traitée dans le procédé est un résidu sous vide d’origine Oural et ayant les propriétés indiquées dans le tableau 1.
Tableau 1 : propriétés de la charge
La charge 1 est soumis à une étape a) de désasphaltage réalisée dans une colonne d’extraction fonctionnant en continu dans les conditions présentées dans le tableau 2.
Tableau 2 : conditions de l’étape de désasphaltage A l’issue de l’étape a) de désasphaltage, une fraction DAO 3 est obtenue avec un rendement de 39% et une fraction 4 comprenant de l’asphalte est obtenue avec un rendement de 61% ; ces rendements sont rapportés à la charge de l’étape a) de désasphaltage.
La fraction 4 comprenant de l’asphalte issue de l’étape a) de désasphaltage est soumis à une étape b) d’hydroconversion dans deux réacteurs en lit bouillonnant en série et en présence d’hydrogène et d’un catalyseur d’hydroconversion en lit bouillonnant de type NiMo sur Alumine dans les conditions indiquées dans le tableau 3.
Tableau 3 : conditions de l’étape a) d’hydroconversion en lit bouillonnant
L’effluent issu de l’étape b) d’hydroconversion en lit bouillonnant est soumis à une étape c) de séparation comportant des ballons séparateurs ainsi qu’une colonne de distillation atmosphérique et une colonne de distillation sous vide. Les rendements des différentes fractions obtenues après séparation sont indiqués dans le tableau 4 (% masse par rapport à la charge en amont de l’étape b) d’hydroconversion en lit bouillonnant, noté % m/m).
Tableau 4 : rendements de l’étape a) d’hydroconversion après séparation à l’étape b) La fraction DAO 3 issue de l’étape a) de désasphaltage, la fraction (180-350°C) et la fraction (350-540°C) issues de l’étape c) de séparation sont envoyées vers une étape d) d’extraction des aromatiques réalisée dans un mélangeur décanteur dont les conditions sont présentées dans le tableau 5. Tableau 5 : conditions de l’étape d) d’extraction
A l’issue de l’étape d) d’extraction des aromatiques, une fraction raffinât appauvrie en aromatiques 10 est obtenue avec un rendement de 54,2% et une fraction extrait enrichie en aromatiques 9 est obtenue avec un rendement de 45,8% ; ces rendements sont rapportés à la charge totale introduite à l’étape d) d’extraction des aromatiques La fraction extrait 9 issue de l’étape d) d’extraction des aromatiques est envoyée vers une étape e) d’hydrocraquage en lit fixe réalisées dans les conditions présentées dans le tableau 6.
Tableau 6 : conditions de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe L’effluent 13 issus de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe est soumis à une étape f) de séparation comportant des ballons séparateurs ainsi qu’une colonne de distillation atmosphérique. Les rendements des différentes fractions obtenues après séparation sont indiqués dans le tableau 7 (% masse par rapport à la charge en amont de l’étape d’hydrocraquage en lit fixe, noté % m/m).
Tableau 7 : rendements de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe après séparation à l’étape f).
Les fractions liquides (PI-220°C), (220-350°C) et (350°C+) issues de l’étape f) de séparation de l’effluent de l’étape d’hydrocraquage en lit fixe, la fraction 8 (PI-180°C) issue de l’étape c) de séparation et la fraction raffinât 10 issue de l’étape d) d’extraction des aromatiques sont envoyées vers une étape g) de vapocraquage où chacune des fraction liquides est craqués dans des conditions différentes (tableau 8).
Tableau 8 : conditions de l’étape de vapocraquage Les effluents des différents fours de vapocraquage sont soumis à une étape h) de séparation permettant de recycler les composés saturés et d’obtenir les rendements présentés dans le tableau 9 (% masse par rapport à la charge totale en amont de l’étape g) de vapocraquage, noté % m/m). Tableau 9 : rendements de l’étape de vapocraquage
Le tableau 9 présente les rendements en produits de vapocraquage. Par rapport à la charge de type résidu sous vide introduite à l’étape a) de désasphaltage, le procédé selon l’invention permet d’atteindre des rendements massiques en éthylène et en propylène de 27,7 % et 15,1 % respectivement. De plus, l’enchainement spécifiques d’étapes en amont de l’étape de vapocraquage permet de limiter la formation de coke.
La fraction (540°C+) de type résidu sous vide issue de l’étape c) de séparation de l’effluent de l’étape b) d’hydroconverssion en lit bouillonnant et la fraction huile de pyrolyse issue de l’étape h) de séparation de l’effluent de l’étape g) de vapocraquage sont valorisés comme bases combustibles pour constituer avec d’autres bases issues d’autres procédés un fioul lourd.

Claims

REVENDICATIONS
1. Procédé de production d’oléfines à partir d’une charge (1) hydrocarbonée ayant une teneur en soufre d'au moins 0,1 % poids, une température initiale d'ébullition d'au moins 180°C et une température finale d'ébullition d'au moins 600°C, ledit procédé comprenant les étapes suivantes : a) une étape a) de désasphaltage par extraction de ladite charge hydrocarbonée lourde (1) au moyen d’un solvant (2) ou d’un mélange de solvants permettant d’obtenir d’une part une fraction (4) comprenant de l’asphalte, et d’autre part une fraction huile désasphaltée (3), b) une étape b) d’hydroconversion réalisée dans un réacteur en lit bouillonnant dans lequel la fraction asphalte (4) en présence d’hydrogène est mise en contact en présence d’un catalyseur d’hydroconversion, ladite étape permettant l’obtention d’un effluent (5), c) une étape c) de séparation de l’effluent (5) issu de l’étape b) d’hydroconversion en une fraction gazeuse (6), une fraction (7) comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 180 et 540°C et une fraction 8 comprenant des composés ayant un point d’ébullition inférieur à 180°C, d) une étape d) d’extraction des aromatiques au moyen d’un solvant polaire (11) d’au moins une partie de la fraction huile désasphaltée (3) issue de l’étape a) de désasphaltage et d’au moins une partie de la fraction (7) issue de l’étape c) de séparation, permettant l’obtention d’une fraction extrait (9) et d’une fraction raffinât (10), e) une étape e) d’hydrocraquage en lit fixe d’au moins une partie de la fraction extrait (9) issue de l’étape d’extraction d) en présence d’hydrogène (12) et d’un catalyseur d’hydrocraquage, permettant l’obtention d’un effluent (13), f) une étape f) de séparation de l’effluent (13) issu de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe en au moins une fraction gazeuse (15) et au moins une fraction liquide (14) comportant des composés ayant une température d’ébullition inférieure ou égale à 350°C, g) une étape g) de vapocraquage de la fraction raffinât (10) issue de l’étape d) d’extraction, de la fraction (8) issue de l’étape c) de séparation et de la fraction liquide (14) issue de l’étape f) de séparation, permettant l’obtention d’un effluent (16), h) une étape h) de séparation de l’effluent (16) issu de l’étape g) de vapocraquage permettant l’obtention d’au moins une fraction (17) comprenant d’hydrogène, d’une fraction (18) comprenant d’éthylène, d’une fraction (19) comprenant du propylène et d’une fraction (20) comprenant de l’huile de pyrolyse.
2. Procédé selon la revendication 1 , dans lequel l’étape a) de désasphaltage est réalisée dans des conditions spécifiques permettant d'obtenir d’une part une fraction DAO 3 de qualité, de préférence à faible teneur en asphaltènes, et d’autre part une fraction 4 comprenant de l’asphalte ayant un point de ramollissement inférieur à 120°C.
3. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel le solvant 2 utilisé à l’étape a) est un solvant apolaire composé à au moins 80% en volume d'hydrocarbure(s) saturé(s) comprenant un nombre de carbone compris entre 3 et 5.
4. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’étape c) de séparation comprend une distillation sous vide permettant l’obtention d’une fraction distillât sous vide et d’une fraction résidu sous vide.
5. Procédé selon la revendication 4, dans lequel l’étape c) de séparation comprend en amont de la distillation sous vide une distillation atmosphérique permettant l’obtention d’au moins une fraction distillât atmosphérique et au moins une fraction résidu atmosphérique, ladite fraction résidu atmosphérique étant envoyé dans ladite distillation sous vide permettant l’obtention d’au moins une fraction distillât sous vide et au moins une fraction résidu sous vide.
6. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel le solvant polaire mis en oeuvre à l’étape d) d’extraction des aromatiques est choisi parmi le furfural, la N-méthyl-2-pyrrolidone (NMP), le sulfolane, le diméthylformamide (DMF), le diméthylsulfoxide (DMSO), le phénol, ou un mélange de ces solvants.
7. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes, dans lequel l’étape e) d’hydrocraquage est mise en oeuvre à une température comprise entre 340 et 480°C et à une pression absolue comprise entre 5 et 25 MPa.
8. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes, dans lequel l’étape e) d’hydrocraquage est opérée de manière à obtenir un rendement en composés liquides ayant une température d’ébullition inférieure à 180°C supérieur à 50% en poids de la charge en entrée de l’étape e) d’hydrocraquage.
9. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes, dans lequel l’étape de séparation f) comprend au moins une distillation atmosphérique permettant l’obtention d’au moins une fraction liquide (14) comportant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C et une fraction liquide comprenant du distillât sous vide comportant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C.
10. Procédé selon la revendication 9, dans lequel la fraction liquide (14) et la fraction comprenant du distillât sous vide sont envoyées vers l’étape g) de vapocraquage.
11. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes, dans lequel une partie d’une fraction 8 comprenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 180°C issue de l’étape c) de séparation est introduite à l’étape g) de vapocraquage.
12. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes, dans lequel l’étape g) de vapocraquage est réalisée dans au moins un four de pyrolyse à une température comprise entre 700 et 900°C, à une pression comprise entre 0,05 et 0,3 MPa durant un temps de séjour inférieur ou égal à 1 ,0 seconde.
13. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes, dans lequel les coupes riches en composés saturés issus des gaz légers ou de l’essence de pyrolyse issu de l’étape h) de séparation sont recyclées vers l’étape g) de vapocraquage.
14. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes, dans lequel la fraction huile de pyrolyse (20) est soumise à une étape additionnelle de séparation de manière à obtenir une huile de pyrolyse légère comprenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350 °C et une huile de pyrolyse lourde comprenant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C, ladite huile de pyrolyse légère est injectée en amont de l’étape e) d’hydrocraquage, et ladite huile de pyrolyse lourde est injectée en amont de l’étape b) d’hydroconversion et/ou de l’étape a) de désasphaltage.
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