EP4314203A1 - Valorisations des aromatiques provenant des essences de craquage catalytique vers le complexe aromatique - Google Patents

Valorisations des aromatiques provenant des essences de craquage catalytique vers le complexe aromatique

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EP4314203A1
EP4314203A1 EP22714883.0A EP22714883A EP4314203A1 EP 4314203 A1 EP4314203 A1 EP 4314203A1 EP 22714883 A EP22714883 A EP 22714883A EP 4314203 A1 EP4314203 A1 EP 4314203A1
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EP
European Patent Office
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aromatics
stream
solvent
water
liquid
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Pending
Application number
EP22714883.0A
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German (de)
English (en)
Inventor
Jérémy GAZARIAN
Sophie COUDERC
Pierre-Alain Breuil
Réjane DASTILLUNG
Annick Pucci
Souhir MATHIEU
Anaïs DORSEY
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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

  • the field of the invention relates to the treatment and separation of aromatic compounds, such as benzene, toluene, xylenes (BTX), but also aromatic compounds with 9 or 10 carbon atoms (A9, A10), for the petrochemicals from a gasoline feedstock, such as gasoline cuts from catalytic cracking technologies.
  • aromatic compounds such as benzene, toluene, xylenes (BTX), but also aromatic compounds with 9 or 10 carbon atoms (A9, A10), for the petrochemicals from a gasoline feedstock, such as gasoline cuts from catalytic cracking technologies.
  • Patent FR2925065B1 claims a scheme for producing a high octane number gasoline base with aromatics as a co-product upstream of an aromatic complex.
  • This sequence proposes a unit for separating aromatics from one or more naphtha cuts, producing a raffinate containing the majority of the non-aromatic compounds which is sent at least in part to a catalytic reforming unit producing a high index gasoline cut octane with recycling of this gasoline to the aromatics separation unit or to a so-called aromatic complex unit.
  • the extract from the aromatics separation unit, containing the majority of the aromatics is sent in whole or in part to the aromatic complex.
  • a first object of the present description is to propose an improved treatment and separation process for the production of aromatics compatible with an injection into an aromatic complex.
  • a gasoline feedstock such as a catalytic cracking gasoline (e.g. FCC for Fluid Catalytic Cracking according to the Anglo-Saxon terminology)
  • FCC Fluid Catalytic Cracking
  • extraction allowed improved separation of aromatic compounds ranging from 6 to 11 carbon atoms.
  • the gasoline feed comprises a gasoline cut from a catalytic cracking unit.
  • the selective hydrogenation step is carried out under at least one of the following operating conditions: presence of at least one catalyst comprising a support and an active phase comprising at least one element from group VIII, temperature between 50 and 250°C, LHSV liquid space velocity between 0.5 h 1 and 20 h 1 , pressure between 0.4 and 5 MPa, volume ratio ⁇ /gasoline charge between 2 and 100 Nm 3 /m 3 .
  • the fractionation step is controlled to produce a C6+ cut having a content less than or equal to 5000 ppm by weight in compounds having a boiling point greater than 217°C.
  • the hydrogenation step is carried out under at least one of the following operating conditions: presence of at least one catalyst comprising a support and an active phase comprising at least one element from group VIII, temperature included between 100 and 400°C, LHSV liquid space velocity between 0.1 h 1 and 20 h 1 , pressure between 0.1 and 5 MPaa (MPa abs), volume ratio H 2 /fuel charge between 1 and 400 Nm 3 /m 3 .
  • the aromatics extraction step comprises the following steps:
  • the aromatics extraction step further comprises at least one of the following steps:
  • a solvent stream comprising a solvent chosen from ethylene glycol, diethylene glycol, triethylene glycol, hexamethylphosphoramide, propylene carbonate, ethylene carbonate, sulfolane, 3 -methylsulfolane, N-methylacetamide, N,N-dimethylacetamide, butyrolactone, 1-methylpyrrolidone, dimethylsulfoxide, caprolactam, N-methylformamide, pyrrolidine-2-one, furfural, 1,1,3 ,3-tetramethylurea and a mixture thereof;
  • a solvent chosen from ethylene glycol, diethylene glycol, triethylene glycol, hexamethylphosphoramide, propylene carbonate, ethylene carbonate, sulfolane, 3 -methylsulfolane, N-methylacetamide, N,N-dimethylacetamide, butyrolactone, 1-methylpyrrolidone, dimethylsulfoxide, caprolactam, N-methylformamide,
  • the solvent stream comprises or consists essentially of sulfolane.
  • the aromatics extraction step further comprises at least one of the following steps:
  • solvent chosen from ethylene glycol, diethylene glycol, triethylene glycol, hexamethylphosphoramide, propylene carbonate, ethylene carbonate, sulfolane, 3-methylsulfolane, N-methylacetamide, N,N-dimethylacetamide, butyrolactone, 1-methylpyrrolidone, dimethyl
  • the aromatics extraction step further comprises at least one of the following steps:
  • liquid-liquid extractor with a flow of solvent chosen from ethylene glycol, diethylene glycol, triethylene glycol, hexamethylphosphoramide, propylene carbonate, ethylene carbonate, sulfolane, 3-methylsulfolane, N-methylacetamide, N,N-dimethylacetamide, butyrolactone, 1-methylpyrrolidone, dimethylsulfoxide, caprolactam, N-methylformamide, pyrrolidine-2-one, furfural, 1,1,3,3- tetramethylurea and a mixture thereof and comprising water;
  • solvent chosen from ethylene glycol, diethylene glycol, triethylene glycol, hexamethylphosphoramide, propylene carbonate, ethylene carbonate, sulfolane, 3-methylsulfolane, N-methylacetamide, N,N-dimethylacetamide, butyrolactone, 1-methylpyrrolidone, dimethylsulfoxide, caprolactam, N-methylformamide, pyr
  • At least one pyrolysis gasoline is sent to fractionation unit B and/or to hydrogenation unit C.
  • a device for the treatment and separation of aromatic compounds from a gasoline charge comprising the following units:
  • a selective hydrogenation unit to hydrogenate at least diolefins contained in the gasoline charge in the presence of hydrogen and produce a selective hydrogenation effluent
  • fractionation unit to fractionate the selective hydrogenation effluent and produce at least one C5- cut containing compounds with 5 carbon atoms or less, and a C6+ cut containing compounds with at least 6 carbon atoms;
  • an aromatics extraction unit for extracting aromatics from the hydrogenation effluent and producing at least one aromatic stream concentrated in compounds aromatics with respect to the hydrogenation effluent, and a raffinate concentrated in non-aromatic compounds with respect to the composition of the hydrogenation effluent.
  • the aromatics extraction unit comprises the following elements:
  • liquid-liquid extractor adapted to be fed by a flow of solvent and the hydrogenation effluent, and adapted to separate the raffinate and an extract concentrated in aromatics with respect to the composition of the hydrogenation effluent;
  • an extract stripping section adapted to be supplied with the extract, and adapted to separate a gas stream comprising non-aromatic compounds and a purified extract;
  • a recovery tower adapted to be fed with the purified extract, and adapted to separate aromatics from the purified extract to produce the solvent stream and overhead vapors comprising the aromatic stream.
  • the aromatics extraction unit further comprises at least one of the following elements:
  • liquid-liquid extractor adapted to be supplied with a stream of solvent comprising a solvent chosen from ethylene glycol, diethylene glycol, triethylene glycol, hexamethylphosphoramide, propylene carbonate, ethylene carbonate, sulfolane, 3-methylsulfolane, N-methylacetamide, N,N-dimethylacetamide, butyrolactone, 1-methylpyrrolidone, dimethylsulfoxide, caprolactam, N-methylformamide, pyrrolidin-2-one, furfural, 1,1, 3,3-tetramethylurea and a mixture thereof;
  • solvent chosen from ethylene glycol, diethylene glycol, triethylene glycol, hexamethylphosphoramide, propylene carbonate, ethylene carbonate, sulfolane, 3-methylsulfolane, N-methylacetamide, N,N-dimethylacetamide, butyrolactone, 1-methylpyrrolidone, dimethylsulfoxide, caprolactam, N-
  • decanter condenser adapted to be fed by the gas stream, and adapted to separate the gas stream and produce a recycle stream of raffinate and an aqueous phase
  • a water wash tower adapted to be supplied with water and the raffinate, and adapted to wash the raffinate with water and produce a non-aromatic stream and wash water;
  • a solvent regeneration section adapted to be supplied with at least a portion of the solvent stream, and adapted to regenerate the portion of the solvent stream by vacuum steam stripping;
  • the aromatics extraction unit further comprises at least one of the following elements:
  • liquid-liquid extractor adapted to be supplied with a stream of solvent chosen from ethylene glycol, diethylene glycol, triethylene glycol, hexamethylphosphoramide, propylene carbonate, ethylene carbonate, sulfolane, 3-methylsulfolane , N-methylacetamide, N,N-dimethylacetamide, butyrolactone, 1-methylpyrrolidone, dimethylsulfoxide, caprolactam, N-methylformamide, pyrrolidin-2-one, furfural, 1,1,3,3 -tetramethylurea and a mixture thereof;
  • solvent chosen from ethylene glycol, diethylene glycol, triethylene glycol, hexamethylphosphoramide, propylene carbonate, ethylene carbonate, sulfolane, 3-methylsulfolane , N-methylacetamide, N,N-dimethylacetamide, butyrolactone, 1-methylpyrrolidone, dimethylsulfoxide, caprolactam, N-methylform
  • a liquid-liquid extractor adapted to be fed by the raffinate recycle stream;
  • a water stripping section adapted to be supplied with the washing water and/or the aqueous phase, and adapted to strip the hydrocarbon compounds from the washing water and/or the aqueous phase to produce 'water ;
  • an aromatics recovery tower adapted to be fed by steam, and adapted to produce overhead vapors further comprising steam, and a decanter condenser adapted to condense the overhead vapors to produce the aromatic flux and decanted water.
  • the aromatics extraction unit further comprises at least one of the following elements:
  • liquid-liquid extractor adapted to be supplied with a solvent stream comprising sulfolane and water
  • Figure 1 schematically shows a treatment and separation process according to the present invention.
  • Figure 2 schematically shows a treatment and separation process according to Figure 1 further comprising a second fractionation column.
  • FIG 3 schematically shows the step and the aromatics extraction unit of the process and of the device according to Figure 1 and Figure 2. Description of embodiments
  • the term “include” is synonymous with (means the same as) “include” and “contain”, and is inclusive or open ended and does not exclude other unrecited material. It is understood that the term “include” includes the exclusive and closed term “consist”.
  • the term “based on” is synonymous with “comprises at least 50% by weight of”.
  • the terms “essentially” or “substantially” correspond to an approximation of ⁇ 5%, preferably ⁇ 1%, most preferably ⁇ 0.5%.
  • an effluent essentially comprising or consisting of compounds A corresponds to an effluent comprising at least 95% by weight of compounds A.
  • the present invention relates to the separation of aromatic compounds, and in particular of BTX, but also aromatic compounds with 9 or 10 or even 11 carbon atoms (A9, A10, A11), for petrochemicals originating from a gasoline feedstock, such as a catalytic cracked gasoline. It relates in particular to a method and an improved device for the separation of aromatic compounds using a sequence of stages and units of selective hydrogenation, fractionation, hydrogenation, and extraction, making it possible to improve the separation aromatic compounds with 6 to 11 carbon atoms.
  • the method and the device according to the present invention make use of a selective hydrogenation stage/unit A making it possible to selectively hydrogenate a gasoline charge 1 in the presence of hydrogen 2, and thus hydrogenate (essentially all) of the diolefins contained in the charge and optionally convert part of the light sulfur compounds to heavier sulfur compounds.
  • the method and the device according to the present invention also make use of a fractionation step/unit B of the selective hydrogenation effluent 3 (by means of a first fractionation column B1) making it possible to obtain at least one gasoline cut containing compounds with 5 carbon atoms or less, so-called C5- 4 cut, and a gasoline cut containing compounds with at least 6 carbon atoms, so-called (first) cut C6+ 5 cut, the C6+ 5 cut being sent to the hydrogenation stage/unit C.
  • the hydrogenation stage/unit C can be preceded by an additional fractionation stage (by means of a second fractionation column B2) in order to limit the presence of certain compounds considered as contaminants for the aromatic bases in the C6+ cut 5 and thus separate a heavy gasoline cut 51.
  • the second C6+ cut 52 at the outlet of the additional fractionation step is then sent to a step/ hydrogenation unit C.
  • hydrogenation unit C olefinic compounds and alkenyl aromatic compounds are hydrogenated while sulphur, nitrogen and oxygen compounds are (essentially completely) hydrotreated.
  • the hydrogenation effluent 6 is sent to an aromatics extraction stage/unit D making it possible to produce a stream concentrated (ie, enriched) in aromatic compounds (aromatic stream 17) and a stream concentrated in non-aromatic compounds (raffinate 10 optionally washed).
  • the method/device for separating aromatics as envisaged makes it possible to obtain an improved yield for recovering aromatics while guaranteeing high purity, in particular of benzene.
  • the non-aromatic stream 19 can be sent to a thermal cracking stage/unit or else to a catalytic reforming stage/unit, for example in order to increase the production of aromatics.
  • the gasoline feedstock 1 comprises a gasoline cut from a catalytic cracking unit.
  • the gasoline feedstock 1 consists of at least 50% weight or 60% weight, preferably at least 70% weight or 80% weight, very preferably at least 90% weight or 95% weight, such than at least 97% by weight or 99% by weight, of a gasoline cut from a catalytic cracking unit, relative to the total weight of the charge.
  • the gasoline feedstock 1 consists (only) of a gasoline cut from a catalytic cracking unit.
  • the gasoline cut comes from a unit selected from the list consisting of a fluidized bed catalytic cracking unit (FCC for "Fluid Catalytic Cracking" according to the English terminology).
  • the gasoline charge 1 comprises compounds whose range of boiling points extends from the boiling points of hydrocarbons with 2 or 3 carbon atoms (C2 or C3) to at 260°C, preferably up to 240°C or 220°C.
  • the gasoline charge 1 comprises compounds whose range of boiling points extends from the boiling points of hydrocarbons with 4 or 5 carbon atoms (C4 or C5) to at 260°C, preferably up to 240°C or 220°C.
  • the feed comprises compounds whose boiling point range extends from the boiling points of hydrocarbons with 5 carbon atoms (C5) up to 260° C., preferably up to at 240°C, most preferably up to 220°C.
  • boiling point of a compound is meant, when not specified, the boiling point of a compound at atmospheric pressure.
  • the feed comprises saturated hydrocarbon compounds and unsaturated hydrocarbon compounds.
  • the filler is rich (e.g. at least 40% by weight) in unsaturated hydrocarbon compounds (e.g. mono-olefins, diolefins, aromatics).
  • the feed comprises at least 50% by weight of unsaturated hydrocarbon compounds, preferably at least 60% by weight of unsaturated hydrocarbon compounds, very preferably at least 70% by weight of unsaturated hydrocarbon compounds, relative to the total weight of load.
  • the feed comprises at least 10% by weight of olefins, preferably at least 20% by weight of olefins, very preferably at least 30% by weight of olefins (e.g.
  • the feed comprises at least 10% by weight of mono-olefins, preferably at least 20% by weight of mono-olefins, very preferably at least 30% by weight of mono-olefins (e.g. at least 40% by weight ), relative to the total weight of the load.
  • the filler comprises less than 10% by weight of diolefins.
  • the filler comprises between 0.1 or 0.5% by weight and 5% by weight of diolefins, relative to the total weight of the filler.
  • the filler comprises at least 10% by weight of aromatic compounds, preferably at least 20% by weight of aromatic compounds, very preferably at least 30% by weight of aromatic compounds (e.g. at least 40% by weight), by relative to the total weight of the load.
  • the filler may further comprise sulfur compounds.
  • the filler comprises between 0 ppm by weight and 5000 ppm by weight (i.e., 0.5% by weight) of sulfur relative to the total weight of the filler.
  • the filler comprises between 10 ppm by weight and 2000 ppm by weight of sulphur.
  • the sulfur content in the charge is generally above 50 ppm by weight. Sulfur content generally depends on the sulfur content of the FCC-treated feedstock, whether or not there is pretreatment of the FCC feedstock, and the final boiling point of the cut.
  • the feed treated by the process contains between 0.5% and 5% by weight of diolefins, between 20% and 50% by weight of olefins, between 20 and 40% of aromatics, between 10 ppm weight and 0.5% weight sulfur, relative to the total weight of the charge.
  • Gasoline feedstock 1 is treated in a selective hydrogenation unit A in the presence of hydrogen 2 so as to at least partially hydrogenate the diolefins.
  • the gasoline feedstock is also treated so as to carry out a reaction of weighting down at least some of the light mercaptan compounds (RSH) potentially present in the thioether feedstock, by reaction with olefins.
  • RSH light mercaptan compounds
  • the gasoline to be treated is sent to a selective hydrogenation catalytic reactor containing at least one fixed or moving bed of catalyst for the selective hydrogenation of diolefins and optionally for the weighting of light mercaptans.
  • the reaction for the selective hydrogenation of diolefins and optionally for the weighting down of light mercaptans is carried out on at least one catalyst comprising a support and an active phase comprising at least one element from group VIII and optionally at least one element of group VIB.
  • the group VIII element is preferably chosen from nickel and cobalt and in particular nickel.
  • the element of group VIB, when it is present, is preferably chosen from molybdenum and tungsten and very preferably molybdenum.
  • the selective hydrogenation catalyst support is preferably an oxide support.
  • the oxide support is preferably chosen from alumina, nickel aluminate, silica, silicon carbide, or a mixture of these oxides.
  • alumina is used, such as a gamma alumina and even more preferably, high purity alumina (e.g. purity at least 99.8% by weight).
  • the hydrogenation catalyst comprises an alumina-based support.
  • the support comprises at least 50% alumina.
  • the support consists of alumina.
  • the selective hydrogenation catalyst contains at least one element from group VIII (eg nickel) with a metal oxide content by weight of between 0.5 and 20%, preferably between 1 and 12% weight, relative to the total weight of the catalyst.
  • the selective hydrogenation catalyst contains at least one element from group VIB (eg molybdenum) with a metal oxide content by weight of between 3 and 30%, preferably between 6 and 18% by weight, relative to the total weight of the catalyst.
  • the selective hydrogenation catalyst has a group VIII element/group VIB element (eg Ni/Mo) molar ratio of between 0.2 and 4, preferably between 0.3 and 2.5 .
  • the catalyst is sulfurized.
  • the degree of sulfurization of the metals constituting the catalyst is preferably greater than 60%, and preferably greater than 80%.
  • the selective hydrogenation catalyst contains nickel with a content by weight of nickel oxide, in the NiO form, of between 1 and 12% by weight relative to the total weight of the catalyst, and molybdenum at a content by weight of molybdenum oxide, in MOO 3 form, of between 6% and 18% by weight relative to the total weight of the catalyst, and a nickel/molybdenum molar ratio of between 0.3 and 2.5, the metals being deposited on a support consisting of alumina.
  • the groups of chemical elements are given according to the CAS classification (CRC Handbook of Chemistry and Physics, publisher CRC press, editor-in-chief D.R. Lide, 81st edition, 2000-2001).
  • group VIII according to the CAS classification corresponds to the metals of columns 8, 9 and 10 according to the new IUPAC classification
  • group VIB according to the CAS classification corresponds to the metals of column 6 according to the new IUPAC classification.
  • the group VIII and group VIB metal contents can be measured by X-ray fluorescence.
  • the group VIB metal and group VIII metal contents in the catalysts are expressed as oxides, for example after correction of the loss on ignition of the catalyst sample at 550°C for two hours in a muffle furnace.
  • Loss on ignition is due to moisture loss and can be determined according to ASTM D7348.
  • the metal is cobalt or nickel, the metal content is expressed as CoO and NiO respectively.
  • the metal is molybdenum or tungsten, the metal content is expressed as M0O3 and WO3 respectively.
  • the gasoline is brought into contact with the catalyst in the presence of hydrogen 2 at a temperature of between 50 and 250° C., preferably between 80 and 220°C, and even more preferably between 90 and 200°C.
  • the liquid space velocity LHSV liquid hourly space velocity
  • the unit of the liquid space velocity being the m 3 of charge per m 3 of catalyst and per hour (m 3 /m 3 /h).
  • the pressure is between 0.4 and 5 MPa, preferably between 0.6 and 4 MPa and even more preferably between 1 and 3 MPa.
  • the selective hydrogenation step is carried out with a volume ratio hh/feed between the flow rate of hydrogen 2 expressed in normal m 3 per hour and the flow rate of feed to be treated expressed in m 3 per hour under standard conditions of between 2 and 100 Nm 3 /m 3 , preferably between 3 and 30 Nm 3 /m 3 .
  • the selective hydrogenation effluent 3 obtained at the outlet of the selective hydrogenation unit A comprises less than 1% by weight, preferably less than 0.5% weight, very preferably less than 0.1% by weight, of diolefins, relative to the total weight of the selective hydrogenation effluent 3.
  • the selective hydrogenation effluent 3 is sent at least in part to a fractionation unit B.
  • the fractionation of the effluent from the first stage of selective hydrogenation makes it possible to obtain at least two cuts: a gasoline cut containing compounds with 5 carbon atoms or less, cut called C5-4 cut or desulfurized light gasoline cut; a gasoline cut containing compounds with at least 6 carbon atoms, so-called (first) cut C6+5 or gasoline cut rich in aromatics; and optionally a heavy gasoline cut as defined below.
  • the C5-4 cut is a desulfurized gasoline cut (e.g. having a sulfur content less than or equal to 10 ppm by weight) and comprises a large part (e.g. at least 80% by weight, preferably 90% by weight very preferably at least 95% by weight) of the mono-olefins (C2-C5 olefins) in the gasoline charge 1.
  • a desulfurized gasoline cut e.g. having a sulfur content less than or equal to 10 ppm by weight
  • a large part e.g. at least 80% by weight, preferably 90% by weight very preferably at least 95% by weight
  • the C5-4 cut is drawn off at the top of a first fractionation column B1 and is taken out of the process.
  • the C5-4 cut can be sent to a petrol pool.
  • the cut point of the C5-4 cut is made at a temperature below 100°C, preferably at a temperature between 40°C and 100°C.
  • the cut point of the C5-4 cut is between 45°C and 80°C.
  • the final boiling point of the C5-4 cut is preferably chosen so as to provide a C5-4 cut with a very low sulfur content (sulphur content preferably less than 10 ppm by weight).
  • the desulfurized C5-4 cut does not require a subsequent hydrodesulfurization step.
  • the C5-4 cut comprises a sulfur content of less than 100 ppm by weight, preferably less than 50 ppm by weight, very preferably less than 10 ppm by weight.
  • the final boiling point of the C5- 4 cut is preferably chosen so as to promote the recovery of benzene in the C6+ 5 cut.
  • the C5- 4 cut comprises less than 10% by weight, of preferably less than 5% by weight, and very preferably less than 1% by weight of benzene relative to the total weight of the C5-4 cut.
  • the C6+ cut 5 comprises/consists substantially of aromatic compounds ranging from 6 to 11 carbon atoms.
  • the C6+ cut 5 comprises/consists substantially of aromatic compounds ranging from 6 to 10 carbon atoms.
  • the C6+ cut is a gasoline cut rich in aromatics, preferably by limiting the content of naphthalene and heavy compounds (eg aromatic compounds with 11 or more carbon atoms and/or compounds whose boiling point is greater than 217° C.) less than or equal to 5000 ppm by weight, preferably less than or equal to 4500 ppm by weight, and very preferably less than or equal to 3000 ppm by weight.
  • the C6+ cut 5 comprises/consists substantially of monoaromatic compounds.
  • the C6+ cut 5 is withdrawn from the bottom of the first fractionation column B1.
  • the cut point of the C6+ cut 5 is carried out at a temperature above 40°C, preferably at a temperature between 45°C and 100°C.
  • the cut point of the C6+ cut 5 is between 45°C and 80°C.
  • the C6+ cut 5 has a content of less than or equal to 5000 ppm by weight, preferably less than or equal to 4500 ppm by weight, and very preferably less than or equal to 3000 ppm by weight, of compounds comprising compounds having a boiling point above 217°C, including naphthalene, and/or aromatic compounds with at least 11 carbon atoms.
  • a second fractionation column B2 can be implemented in order to separate the C6+ 5 cut into 2 cuts: a second C6+ 52 cut at the top of the column having a content less than or equal to 5000 ppm by weight , preferably less than or equal to 4500 ppm by weight, and very preferably less than or equal to 3000 ppm by weight, in compounds comprising compounds having a boiling point above 217° C., including naphthalene, and/or aromatic compounds with at least less than 6 carbon atoms; and a heavy gasoline cut 51 (so-called C11+ cut) at the bottom of the column having a content greater than or equal to 3000 ppm by weight or 4500 ppm by weight
  • the heavy gasoline cut 51 is sent to a hydrodesulfurization step and optionally a hydrodesulfurized effluent stabilization step (steps not described) in order to produce a gasoline (e.g. sulfur content less than 50 ppm by weight, preferably less than 10 ppm by weight).
  • a gasoline e.g. sulfur content less than 50 ppm by weight, preferably less than 10 ppm by weight.
  • the operating conditions of the second fractionation column B2 are adjusted so as to obtain a second C6+ cut 52 whose temperature difference (DT) between the temperatures corresponding to 5% and to 95% of the distilled mass is between 130°C and 180°C, preferably between 140°C and 160°C.
  • the temperature corresponding to 5% of the distilled mass of the second C6+ cut 52 is between 30° C. and 80° C., preferably between 50° C. and 65° C.
  • the temperature corresponding to 95% of the distilled mass of the aromatic-rich gasoline cut is between 180°C and 220°C, preferably between 190°C and 210°C.
  • the first or second C6+ cut (5 or 52) from fractionation unit B comprises at least 20% by weight, preferably at least 30% by weight, very preferably at least 40% by weight, (e.g. at least 50% weight) of aromatic compounds, relative to the total weight of the C6+ cut.
  • the first or second C6+ cut (5 or 52) from fractionation unit B is sent, at least in part, to hydrogenation unit C.
  • a pyrolysis gasoline 62 or 63 (“PyGas" according to Anglo-Saxon terminology) is sent to the hydrogenation unit C, for example mixed with the feed from stage C d hydrogenation, ie, the C6+ cut 5 or 52.
  • the pyrolysis gasoline 62 is sent to the second fractionation column B2 of the fractionation unit B.
  • a pyrolysis gasoline 61 is sent to the fractionation unit B, for example mixed with the selective hydrogenation effluent 3.
  • the pyrolysis gasoline comprises or consists of a C5-C12 cut whose composition is as follows: 2 to 15% by weight of paraffins, 30 to 65% by weight of aromatics, 5 to 15% by weight of mono-olefins, 15 to 30% by weight of di-olefins, 2 to 8% by weight of alkenyl aromatic compounds and from 20 to 2000 ppm by weight, and preferably from 20 to 300 ppm by weight, of sulphur.
  • certain difficult pyrolysis gasolines can present up to 2000 ppm by weight for certain difficult fillers, such as sulphur.
  • the pyrolysis gasoline is at least partially hydrotreated, for example coming from a first hydrotreatment step called HD1.
  • a treatment that can be envisaged consists of two stages.
  • a first stage also called HD1 aimed at the selective hydrogenation of highly unsaturated compounds (di-olefins and alkenyl aromatics)
  • a second stage of hydrotreatment also called HD2 of sulfur compounds and hydrogenation (preferably total) of olefins.
  • it is common practice to carry out e.g. at the output of stage HD1) a separation of the C5- compounds for the gasoline pool and to send the cut C6+ to stage HD2.
  • the at least partially hydrotreated pyrolysis gasoline for example coming from a first hydrotreatment stage called HD1, has the following properties: C6-C8 cut whose composition is as follows: 3 to 21% by weight of paraffins, 44 to 91% by weight of aromatics, 7 to 21% by weight of mono-olefins and 20 to 300 ppm by weight of sulfur or even up to 2000 ppm by weight for certain difficult fillers.
  • the hydrogenation step is carried out in at least one fixed or moving bed catalytic reactor in the presence of one or more beds of hydrogenation and hydrotreating catalysts.
  • the hydrogenation step is carried out with a first bed comprising at least one catalyst making it possible to eliminate the olefinic compounds and optionally alkenyl aromatics.
  • the catalyst comprises a support and an active phase comprising at least one element from group VIII and optionally at least one element from group VIB.
  • the group VIII element is preferably chosen from nickel and cobalt and in particular nickel.
  • the element of group VIB when it is present, is preferably chosen from molybdenum and tungsten and very preferably molybdenum.
  • the hydrogenation catalyst support is preferably an oxide support.
  • the oxide support is preferably chosen from alumina, nickel aluminate, silica, silicon carbide, or a mixture of these oxides.
  • alumina is used, such as a gamma alumina and even more preferably, high purity alumina (eg purity at least 99.8% by weight).
  • the hydrogenation catalyst comprises a support based on alumina, and preferably consisting of alumina.
  • the hydrotreating catalyst contains at least one element from group VIII (e.g. nickel) at a metal oxide content by weight of between 0.5 and 20%, preferably between 1 and 13% by weight , relative to the total weight of the catalyst.
  • the hydrogenation catalyst contains at least one element from group VIB (e.g. molybdenum) with a metal oxide content by weight of between 3 and 30%, preferably between 6 and 18% by weight, by relative to the total weight of the catalyst.
  • the hydrogenation catalyst has a group VIII element/group VIB element (e.g. Ni/Mo) molar ratio of between 0.2 and 4, preferably between 0.3 and 2.5.
  • the catalyst is sulfurized.
  • the degree of sulfurization of the metals constituting the catalyst is preferably greater than 60%, and preferably greater than 80%.
  • the hydrogenation catalyst contains nickel at a content by weight of nickel oxide, in the NiO form, of between 1 and 13% by weight relative to the total weight of the catalyst, and molybdenum at a content by weight of molybdenum oxide, in M0O 3 form, of between 6% and 18% by weight relative to the total weight of the catalyst, and a nickel/molybdenum molar ratio of between 0.3 and 2.5, the metals being deposited on a support consisting of alumina.
  • the hydrogenation catalyst contains cobalt at a content by weight of cobalt oxide, in the CoO form, of between 1 and 13% by weight relative to the total weight of the catalyst, and molybdenum at a content by weight of molybdenum oxide, in M0O 3 form, of between 6% and 18% by weight relative to the total weight of the catalyst, and a cobalt/molybdenum molar ratio of between 0.3 and 2.5, the metals being deposited on a support consisting of alumina.
  • the gasoline is brought into contact with the catalyst in the presence of hydrogen at a temperature between 100 and 400° C., preferably between 200 and 380° C. vs.
  • the liquid space velocity (LHSV) is between 0.1 h 1 and 20 h 1 .
  • the pressure is between 0.1 and 5 MPaa, preferably between 0.5 and 4 MPaa and even more preferably between 1 and 3.5 MPaa.
  • the hydrogenation step is carried out with a volume ratio hVcharge between the hydrogen flow rate expressed in normal m 3 per hour and the feed rate to be treated expressed in m 3 per hour at standard conditions between 1 and 400 Nm 3 /m 3 or between 1 and 300 Nm 3 /m 3 .
  • the hydrogenation unit C further comprises a (third) fractionation column (not shown) to remove at least one of the following compounds: H2, H2S, light gas such as ethane, propane and butane, compounds potentially present in the effluent leaving the catalytic hydrogenation reactor.
  • the hydrogenation effluent 6 obtained at the outlet of the hydrogenation unit C is directed at least in part to the aromatics extraction unit D.
  • the hydrogenation effluent 6 substantially comprises/consists of aromatic compounds ranging from 6 to 11 carbon atoms. According to one or more embodiments, the hydrogenation effluent 6 substantially comprises/consists of aromatic compounds ranging from 6 to 10 carbon atoms. According to one or more embodiments, the hydrogenation effluent 6 is rich in aromatics, preferably by limiting the content of naphthalene and heavy compounds (e.g. aromatic compounds with 11 or more carbon atoms and/or compounds whose temperature of boiling point is greater than 217° C.) less than or equal to 5000 ppm by weight, preferably less than or equal to 4500 ppm by weight, and very preferably less than or equal to 3000 ppm by weight. According to one or more embodiments, the hydrogenation effluent 6 comprises/consists substantially of mono-aromatic compounds.
  • the aromatics extraction unit D in the present invention makes it possible to treat the hydrogenation effluent 6 in order to recover, on the one hand, a flow concentrated in compounds not aromatics called raffinai 10, and on the other hand a stream concentrated in aromatics called extract 11, with respect to the composition of the hydrogenation effluent 6.
  • the aromatics extraction unit D is a liquid-liquid aromatics extraction unit.
  • the liquid-liquid aromatics extraction unit comprises the following steps/devices:
  • Liquid-liquid extraction allows the separation of aromatics from non-aromatic compounds, such as paraffins and naphthenes, from the hydrogenation effluent 6.
  • the hydrogenation effluent feed 6 is substantially at an intermediate point (e.g. in the middle of the extractor).
  • an intermediate point is a point located between the bottom and the head of the liquid-liquid extractor T1.
  • an intermediate point corresponds to a point preferably disposed at a position between 0.1xL and 0.9xL, more preferably between 0.2xL and 0.8xL, such as between 0.3 * L and 0.7* L or between 0.4* L and 0.6* L, L being the length from the bottom to the head of the liquid-liquid extractor T1.
  • the flow of solvent 9 is fed to a high point of the liquid-liquid extractor T 1.
  • the flow of solvent 9 is fed to the head of the liquid extractor -liquid T1. In this application, it is meant by a high point a point located above the intermediate hydrogenation effluent supply point 6.
  • the solvent comprises a compound chosen from ethylene glycol, diethylene glycol, triethylene glycol, hexamethylphosphoramide, propylene carbonate, ethylene carbonate, sulfolane, 3-methylsulfolane, N-methylacetamide, N,N-dimethylacetamide, butyrolactone, 1-methylpyrrolidone, dimethylsulfoxide, caprolactam, N-methylformamide, pyrrolidin-2-one, furfural, 1,1,3,3-tetramethylurea and a mixture of these.
  • the solvent comprises or consists of sulfolane.
  • the solvent consists of at least 90% by weight, preferably at least 95% by weight (e.g. at least 99% by weight), of sulfolane, relative to the total weight of the solvent.
  • the solvent further comprises an anti-solvent, such as water.
  • the anti-solvent comprises or consists of water.
  • the solvent comprises between 0.01% by weight and 5% by weight, preferably between 0.1% by weight and 3% by weight (e.g. between 0.5% by weight and 2% by weight) of anti- solvent, such as water, based on the total weight of the solvent.
  • the raffinate recycle stream 15, for example from the extract stripping section T3, is fed to a low point of the liquid-liquid extractor T1.
  • the raffinate recycle stream 15 is fed to the bottom of the liquid-liquid extractor T1.
  • a low point means a point located below the intermediate point of supply of hydrogenation effluent 6.
  • the liquid-liquid extractor T1 can therefore be divided into two parts.
  • the upper part (relative to the intermediate hydrogenation effluent feed point 6) makes it possible to control the yield of aromatics by liquid-liquid extraction (in particular with sulfolane).
  • the lower part of the liquid-liquid extractor T1 allows a first purification of the aromatics, thanks to the raffinate recycle stream 15.
  • the liquid-liquid extractor T1 makes it possible to separate a raffinate 10 depleted in aromatic compounds compared to the hydrogenation effluent 6 and an extract 11 concentrated in aromatic compounds relative to the hydrogenation effluent 6.
  • the raffinate 10 leaves the top of the liquid-liquid extractor T1 and is optionally sent to the washing tower at the water T2.
  • the liquid-liquid extractor T1 operates adiabatically.
  • the mass ratio of solvent flow 9 to hydrogenation effluent 6 is between 0.1 and 50, preferably between 0.5 and 20, preferably between 1 and 9, preferably between 3 and 8, such as 5 ⁇ 1 or 6 ⁇ 1.
  • the mass ratio of recycle stream 15 to hydrogenation effluent 6 is between 0.05 and 10, preferably between 0.1 and 8, preferably between 0.2 and 5, preferably between 0.3 and 2, such as 0.9 ⁇ 0.2.
  • the extractor is operated at a pressure of between 0.05 and 3 MPaa (0.5 and 30 bara), preferably between 0.1 and 2 MPaa (1 and 20 bara), of preferably between 0.2 and 1.5 MPaa (2 and 15 bara), preferably between 0.3 and 1 MPaa (3 and 10 bara), such as at 6.5 ⁇ 2 MPaa, for example when the solvent comprises sulfolane.
  • the extractor is operated at a temperature between 10 and 150°C, preferably between 15 and 120°C, preferably between 20 and 100°C, preferably between 30 and 90°C , such as 54 ⁇ 5°C, for example when the solvent comprises sulfolane.
  • the raffinate 10 is cooled before entering the tower.
  • the raffinate 10 enters the bottom of said tower, water 7 is introduced at the top of said tower, the non-aromatic stream 19 (raffinate 10 washed and thus depleted in solvent) leaves at the top of said tower, and the washing water 18 (concentrated/enriched with solvent) exits at the bottom of said tower.
  • the non-aromatic flux 19 comprises less than 100 ppm by weight, preferably less than 10 ppm by weight, very preferably less than 1 ppm by weight of solvent.
  • the wash water 18 is sent to the water stripping section (not shown).
  • the non-aromatic flux 19 comprises less than 25% by weight, preferably less than 20% by weight, very preferably less than 17% by weight of aromatic compounds, relative to the total weight of the non-aromatic flux 19.
  • the stripping of the extract 11 allows the elimination of non-aromatic compounds still present in the extract 11.
  • the extract 11 charged with aromatic compounds and solvent is preferably introduced at the top of the stripping section of the extract T3.
  • the purity of the extract 11 is improved because the residual non-aromatic compounds entrained with the aromatic compounds (less soluble in the solvent) are extracted in the form of gas stream 12 at the top of the stripping section of the T3 extract.
  • the gas stream 12 is combined with water, such as the water recovered at the top of the water stripping section (not shown).
  • phase separation in the condenser decanter CD3 allows the hydrocarbon phase to be recycled to the liquid-liquid extractor T1 as a recycle stream of raffinate 15 and the aqueous phase 14 is optionally combined with the washing water 18 and sent to the water stripping section (not shown).
  • the purified extract 13 is then sent to the aromatics recovery tower T6 to separate the aromatics from the solvent (in particular sulfolane) which is recycled to the liquid-liquid extractor T1.
  • the stripping of extract 11 is preferably carried out at low pressure or even under vacuum in order to improve the elimination of non-aromatics from the solvent (in particular sulfolane).
  • the T3 extract stripping section is operated at a head pressure of between 0.001 and 2 MPaa (0.01 and 20 bara), preferably between 0.005 and 1 MPaa (0.05 and 10 bara), preferably between 0.01 and 0.8 MPaa (0.1 and 8 bara), preferably between 0.03 and 0.5 MPaa (0.3 and 5 bara), such as 0.14 ⁇ 0.06 MPaa, for example when the solvent comprises sulfolane.
  • the section for stripping the extract T3 is operated at a bottom temperature of between 50 and 300°C, preferably between 100 and 250°C, preferably between 130 and 200°C, preferably between 145 and 195°C, such as 180 ⁇ 5°C, for example when the solvent comprises sulfolane.
  • the stripping of the washing water 18 and of the aqueous phase 14 makes it possible to eliminate the dissolved hydrocarbons (mainly non-aromatic) from the water coming from the head of the stripping section of the extract T3 and optionally from the tower of washing with water T2.
  • At least part of the water obtained at the outlet of the water stripping section is sent to the aromatics recovery tower T6, in order to increase the quantity of stripping steam sent at the bottom of the T6 aromatics recovery tower.
  • the aromatics recovery tower T6 separates the purified extract 13 from the bottom of the extract stripping section T3 into an aromatic stream 17 and the solvent stream 9.
  • the aromatics recovery tower T6 operates under vacuum. , in particular when the solvent comprises sulfolane.
  • operation under vacuum makes it possible to avoid an excessive bottom temperature, which can lead to the decomposition of the solvent.
  • steam 8 optionally combined with (regenerated) solvent, is injected into the bottom of the aromatics recovery tower T6, to improve the extraction of aromatics from the solvent (in particular sulfolane).
  • the vapors of head of the tower (essentially comprising aromatic compounds and optionally water) are condensed and optionally decanted in a CD6 decanter condenser.
  • part of the condensed overhead aromatic vapors is used for the reflux of the aromatics recovery tower T6, the rest, constituting the aromatic stream 17, is taken out of the process and preferably sent to an aromatic complex ( unit for separation and production of aromatic compounds, and in particular of BTX).
  • Part of the decanted water 16 in the decanter condenser CD6 can optionally be sent to the water washing tower T2 and the rest is recycled to the water stripping section.
  • the stream from the bottom of the aromatics recovery tower T6 is composed of regenerated solvent sent to the liquid-liquid extractor T1, and optionally to the extract stripping section T3 and/or to the solvent regeneration section (not shown).
  • the aromatics recovery tower T6 is operated at a head pressure of between 0.001 and 2 MPaa (0.01 and 20 bara), preferably between 0.005 and 1 MPaa (0.05 and 10 bara), preferably between 0.01 and 0.5 MPaa (0.1 and 5 bara), preferably between 0.015 and 0.2 MPaa (0.15 and 2 bara), such as 0.06 ⁇ 0.04 MPaa, for example when the solvent comprises sulfolane.
  • the aromatics recovery tower T6 is operated at a bottom temperature of between 50 and 300°C, preferably between 100 and 250°C, preferably between 120 and 200°C, preferably between 130 and 195°C, such as 170 ⁇ 25°C, for example when the solvent comprises sulfolane.
  • the aromatic flux 17 comprises at least 95% by weight, preferably at least 99% by weight, very preferably at least 99.5% by weight, (e.g. at least 99.8% by weight) of aromatic compounds, relative to the total weight of the aromatic flux 17.
  • the aromatic flux 17 substantially comprises/consists of aromatic compounds ranging from 6 to 11 carbon atoms. According to one or more embodiments, the aromatic flux 17 substantially comprises/consists of aromatic compounds ranging from 6 to 10 carbon atoms. According to one or more embodiments, the aromatic stream 17 is rich in aromatics, preferably by limiting the content of naphthalene and heavy compounds (eg aromatic compounds with 11 or more carbon atoms and/or compounds whose boiling point is higher at 217° C.) less than or equal to 5000 ppm by weight, preferably less than or equal to 4500 ppm by weight, and very preferably less than or equal to 3000 ppm by weight. According to one or more embodiments, the aromatic flux 17 substantially comprises/consists of mono-aromatic compounds. Examples
  • Table 1 presents the characteristics of the FCC gasoline treated by the process according to the invention.
  • Gasoline feedstock 1 is treated in selective hydrogenation unit A in the presence of catalyst A1.
  • Selective hydrogenation catalyst A1 is a catalyst of the NiMo on gamma alumina type. The metal contents in the catalyst are respectively 7% by weight NiO and 11% by weight M0O 3 relative to the total weight of the catalyst, ie a Ni/Mo molar ratio of 1.2.
  • Gasoline feed 1 is brought into contact with hydrogen 2 in a reactor which contains catalyst A1.
  • This stage of the process carries out the selective hydrogenation of the diolefins and the conversion (weighting down) of part of the light mercaptan compounds (RSH) present in the feed.
  • RSH light mercaptan compounds
  • the operating conditions implemented in the selective hydrogenation reactor are:
  • the selective hydrogenation effluent 3 with a low diolefin content and a low content of light sulfur compounds is sent to the fractionation unit B in order to separate the C5-4 cut at the top of the first fractionation column B1, and the C6+ cut 5 at the bottom of said column.
  • the characteristics of the C5- 4 cut and the C6+ 5 cut are shown in Table 2. As indicated in Table 2 the C5- 4 cut has a low sulfur content.
  • the C5- 4 cut corresponds to approximately 25% by mass of the selective hydrogenation effluent 3.
  • the C6+ 5 cut corresponds to approximately 75% by mass of the selective hydrogenation effluent 3.
  • the C6+ 5 cut has a naphthalene content of 0.4% by weight.
  • the C6+ cut 5 is treated in a hydrogenation unit C in the presence of a first hydrogenation catalyst C1 of the NiMo type allowing the hydrogenation of the olefins and a second hydrotreatment catalyst C2 of the CoMo type on an alumina support allowing the elimination of sulphur, nitrogen and oxygen.
  • the C6+ cut 5 is brought into contact with hydrogen in a reactor which contains the catalysts C1 and C2.
  • This stage of the process carries out in particular the hydrogenation of the olefins and of the alkenyl aromatic compounds as well as the conversion of the sulfur compounds and of mercaptans present in the feed, and limits the hydrogenation of the aromatics.
  • the operating conditions implemented in the hydrogenation and hydrotreating reactor are:
  • the effluent leaving the hydrogenation reactor is sent to a fractionation column of the hydrogenation unit C, to remove H 2 S and light gases such as ethane, propane and butane.
  • the hydrogenation effluent 6 then feeds the liquid-liquid extractor T1 of the aromatics extraction unit D.
  • a solvent stream 9 comprising 99.4% by weight of sulfolane is added at the top and a recycle stream of raffinate 15 is added to the bottom of the liquid-liquid extractor T1.
  • a mass ratio [solvent stream 9]/[hydrogenation effluent 6] of 5, and a mass ratio [raffinate recycle stream 15]/[hydrogenation effluent 6] of 0.9 are engaged at the level of the liquid-liquid extractor T1 which is operated at a pressure between 0.5 and 0.8 MPaa and at a temperature of 54°C.
  • the raffinate 10 is extracted at the top of the liquid-liquid extractor T1 then sent to the optional water washing tower T2 to remove the little sulfolane solvent which is entrained in the raffinai 10.
  • the washing water 18 is composed essentially of water and sulfolane, the non-aromatic stream 19 is composed of solvent-free raffinai.
  • optional water stripping and solvent regeneration sections are not represented in FIG. 3. Said optional water stripping and solvent regeneration sections make it possible to treat the water streams used in the process according to the invention and to purify the sulfolane.
  • the extract 11 from the liquid-liquid extractor T1 feeds the stripping section of the extract T3 which makes it possible to eliminate the non-aromatics entrained with the solvent and the aromatics and to create the raffinate recycle stream 15 returning to the liquid-liquid extractor T1.
  • the gas stream 12 at the top of the stripping section of the extract T3 is sent to the decanter condenser CD3 in order to eliminate the aqueous phase 14.
  • the T3 extract stripping section includes a stripping column operated at a bottom temperature of 180°C.
  • the purified extract 13 at the bottom of the extract stripping section T3 essentially containing the solvent and aromatics is sent to the aromatics recovery tower T6, which makes it possible to recover the solvent recycled to the liquid extractor at the bottom.
  • liquid T1 as solvent stream 9 and to recover a top stream which is sent to the decanter condenser CD6 which makes it possible to draw off decanted water 16 and aromatic stream 17.
  • the aromatics recovery tower T6 operates by sending of water vapor 8 at the bottom of the column.
  • the T6 aromatics recovery tower is operated at a bottom temperature of 180°C.
  • Table 4 presents the mass compositions of the flows leaving the aromatics extraction unit D.
  • Chart 4 Table 5 presents the mass distribution of the flows of the process at the entry and exit of the overall sequence.

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Abstract

La présente invention concerne un procédé et un dispositif de traitement et de séparation de composés aromatiques à partir d'une charge essence, comprenant les étapes/unités suivantes : hydrogénation sélective (A) de la charge essence (1) en présence d'hydrogène (2) pour produire un effluent d'hydrogénation sélective (3); fractionnement (B) de l'effluent d'hydrogénation sélective (3) pour produire au moins une coupe C5- (4) contenant des composés à 5 atomes de carbones ou moins, et une coupe C6+ (5) contenant des composés à au moins 6 atomes de carbones; hydrogénation (C) de la coupe C6+ (5) pour produire un effluent d'hydrogénation (6); extraction des aromatiques (D) de l'effluent d'hydrogénation (6) pour produire au moins un flux aromatique (17) concentré en composés aromatiques et un raffinat (10) concentré en composés non-aromatiques, par rapport à la composition de l'effluent d'hydrogénation (6).

Description

Valorisations des aromatiques provenant des essences de craquage catalytique vers le complexe aromatique
Domaine technique
Le domaine de l’invention concerne le traitement et la séparation de composés aromatiques, tels que du benzène, du toluène, des xylènes (BTX), mais aussi des composés aromatiques à 9 ou 10 atomes de carbones (A9, A10), pour la pétrochimie provenant d’une charge essence, telle que des coupes essences issues des technologies de craquage catalytique.
Technique antérieure
Le brevet FR2925065B1 revendique un schéma permettant de produire une base essence à haut indice d’octane avec comme co-produit des aromatiques en amont d’un complexe aromatique. Cet enchaînement propose une unité de séparation des aromatiques à partir d’une ou plusieurs coupes naphta, produisant un raffinât contenant la majorité des composés non-aromatiques qui est envoyé au moins en partie vers une unité de reformage catalytique produisant une coupe essence à haut indice d’octane avec un recyclage de cette essence vers l’unité de séparation des aromatiques ou vers une unité dite de complexe aromatique. L’extrait provenant de l’unité de séparation des aromatiques, contenant la majorité des aromatiques, est envoyé tout ou en partie vers le complexe aromatique.
Résumé de l’invention
Dans le contexte précédemment décrit, un premier objet de la présente description est de proposer un procédé de traitement et de séparation amélioré pour la production d’aromatiques compatibles avec une injection dans un complexe aromatique.
De façon surprenante, la demanderesse a identifié que le traitement d’une charge essence, telle qu’une essence de craquage catalytique (e.g. FCC pour Fluid Catalytic Cracking selon la terminologie ango-saxonne), par un série d’étapes d’hydrogénation sélective, de fractionnement, d’hydrogénation, et d’extraction, permettait une séparation améliorée de composés aromatiques allant de 6 à 11 atomes de carbones.
Selon un premier aspect, les objets précités, ainsi que d’autres avantages, sont obtenus par un procédé de traitement et de séparation de composés aromatiques à partir d’une charge essence, comprenant les étapes suivantes :
- hydrogénation sélective de la charge essence pour hydrogéner au moins des dioléfines contenues dans la charge d’essence en présence d’hydrogène et produire un effluent d’hydrogénation sélective ; - fractionnement de l’effluent d’hydrogénation sélective pour produire au moins une coupe C5- contenant des composés à 5 atomes de carbones ou moins, et une coupe C6+ contenant des composés à au moins 6 atomes de carbones ;
- hydrogénation de la coupe C6+ pour hydrogéner au moins des oléfines contenues dans la coupe C6+ en présence d’hydrogène et produire un effluent d’hydrogénation ;
- extraction des aromatiques de l’effluent d’hydrogénation pour produire au moins un flux aromatique concentré en composés aromatiques par rapport à l’effluent d’hydrogénation, et un raffinât concentré en composés non-aromatiques par rapport à la composition de l’effluent d’hydrogénation .
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge essence comprend une coupe essence issue d’une unité de craquage catalytique.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape d’hydrogénation sélective est effectuée à au moins une des conditions opératoires suivantes : présence d’au moins un catalyseur comprenant un support et une phase active comprenant au moins un élément du groupe VIII, température comprise entre 50 et 250°C, vitesse spatiale liquide LHSV comprise entre 0,5 h 1 et 20 h 1, pression comprise entre 0,4 et 5 MPa, rapport volumique ^/charge essence compris entre 2 et 100 Nm3/m3.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape de fractionnement est contrôlée pour produire une coupe C6+ présentant une teneur inférieure ou égale à 5000 ppm poids en composés ayant une température d’ébullition supérieure à 217°C.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape d’hydrogénation est effectuée à au moins une des conditions opératoires suivantes : présence d’au moins un catalyseur comprenant un support et une phase active comprenant au moins un élément du groupe VIII, température comprise entre 100 et 400°C, vitesse spatiale liquide LHSV comprise entre 0,1 h 1 et 20 h 1, pression comprise entre 0,1 et 5 MPaa (MPa abs), rapport volumique H2/charge essence compris entre 1 et 400 Nm3/m3.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape d'extraction des aromatiques comprend les étapes suivantes :
- extraction des aromatiques de l’effluent d’hydrogénation au moyen d’un extracteur liquide-liquide alimenté avec un flux de solvant pour séparer le raffinât et un extrait concentré en aromatiques par rapport à la composition de l’effluent d’hydrogénation ; - stripage de l’extrait au moyen d’une section de stripage de l’extrait pour séparer un flux gazeux comprenant des composés non-aromatiques et un extrait purifié ;
- séparation des aromatiques de l’extrait purifié et du solvant au moyen d’une tour de récupération des aromatiques pour séparer le flux de solvant et les vapeurs de tête comprenant le flux aromatique.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape d'extraction des aromatiques comprend en outre au moins une des étapes suivantes :
- alimentation de l’extracteur liquide-liquide avec un flux de solvant comprenant un solvant choisi parmi l’ethylène glycol, le diethylène glycol, le triéthylène glycol, hexaméthylphosphoramide, le carbonate de propylène, le carbonate d’éthylène, le sulfolane, le 3-methylsulfolane, le N-méthylacétamide, le N,N-diméthylacétamide, la butyrolactone, la 1-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, la caprolactame, le N-méthylformamide, la pyrrolidine-2-one, le furfural, le 1,1,3,3-tétraméthylurée et un mélange de ceux-ci;
- séparation de phase du flux gazeux dans un condenseur décanteur pour séparer un flux de recycle de raffinât et une phase aqueuse ;
- lavage à l’eau du raffinât au moyen d’une tour de lavage à l'eau alimentée en eau pour produire un flux non-aromatique et de l'eau de lavage ;
- régénération d’au moins une portion du flux de solvant au moyen d’une section de régénération du solvant par un entraînement à la vapeur sous vide ;
- condensation des vapeurs de tête dans un condenseur décanteur pour produire le flux aromatique.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le flux de solvant comprend ou consiste essentiellement en du sulfolane.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape d'extraction des aromatiques comprend en outre au moins une des étapes suivantes :
- alimentation de l’extracteur liquide-liquide avec un flux de solvant choisi parmi l’ethylène glycol, le diethylène glycol, le triéthylène glycol, hexaméthylphosphoramide, le carbonate de propylène, le carbonate d’éthylène, le sulfolane, le 3-methylsulfolane, le N-méthylacétamide, le N,N-diméthylacétamide, la butyrolactone, la 1-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, la caprolactame, le N-méthylformamide, la pyrrolidine-2-one, le furfural, le 1,1,3,3-tétraméthylurée et un mélange de ceux-ci ; - recyclage du flux de recycle de raffinai vers l'extracteur liquide-liquide ;
- strippage des composés hydrocarbures présents dans l’eau de lavage et/ou dans la phase aqueuse au moyen d’une section de strippage de l’eau pour produire de l'eau ;
- alimentation de la tour de récupération des aromatiques en vapeur d’eau pour produire des vapeurs de tête comprenant en outre de la vapeur d’eau, et condensation des vapeurs de tête dans le condenseur décanteur pour produire le flux aromatique et de l’eau décantée.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape d'extraction des aromatiques comprend en outre au moins une des étapes suivantes :
- alimentation de l’extracteur liquide-liquide avec un flux de solvant choisi parmi l’ethylène glycol, le diethylène glycol, le triéthylène glycol, hexaméthylphosphoramide, le carbonate de propylène, le carbonate d’éthylène, le Sulfolane, le 3-methylsulfolane, le N-méthylacétamide, le N,N-diméthylacétamide, la butyrolactone, la 1-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, la caprolactame, le N-méthylformamide, la pyrrolidine-2-one, le furfural, le 1 ,1 ,3,3-tétraméthylurée et un mélange de ceux-ci et comprenant de l’eau ;
- recyclage de l'eau produite par la section de strippage de l’eau vers la tour de récupération des aromatiques.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, au moins une essence de pyrolyse est envoyée dans l’unité de fractionnement B et/ou dans l’unité d’hydrogénation C.
Selon un deuxième aspect, les objets précités, ainsi que d’autres avantages, sont obtenus par un dispositif de traitement et de séparation de composés aromatiques à partir d’une charge essence, comprenant les unités suivantes :
- une unité d’hydrogénation sélective pour hydrogéner au moins des dioléfines contenues dans la charge d’essence en présence d’hydrogène et produire un effluent d’hydrogénation sélective ;
- une unité de fractionnement pour fractionner l’effluent d’hydrogénation sélective et produire au moins une coupe C5- contenant des composés à 5 atomes de carbones ou moins, et une coupe C6+ contenant des composés à au moins 6 atomes de carbones ;
- une unité d’hydrogénation pour hydrogéner au moins des oléfines contenues dans la coupe C6+ en présence d’hydrogène et produire un effluent d’hydrogénation ;
- une unité d’extraction des aromatiques pour extraire des aromatiques de l’effluent d’hydrogénation et produire au moins un flux aromatique concentré en composés aromatiques par rapport à l’effluent d’hydrogénation, et un raffinât concentré en composés non-aromatiques par rapport à la composition de l’effluent d’hydrogénation.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité d’extraction des aromatiques comprend les éléments suivants :
- un extracteur liquide-liquide adapté pour être alimenté par un flux de solvant et l’effluent d’hydrogénation, et adapté pour séparer le raffinât et un extrait concentré en aromatiques par rapport à la composition de l’effluent d’hydrogénation ;
- une section de stripage de l’extrait adaptée pour être alimenté par l’extrait, et adaptée pour séparer un flux gazeux comprenant des composés non-aromatiques et un extrait purifié ; et
- une tour de récupération adaptée pour être alimenté par l’extrait purifié, et adaptée pour séparer des aromatiques de l’extrait purifié pour produire le flux de solvant et des vapeurs de tête comprenant le flux aromatique.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité d’extraction des aromatiques comprend en outre au moins un des éléments suivants :
- un extracteur liquide-liquide adapté pour être alimenté par un flux de solvant comprenant un solvant choisi parmi l’ethylène glycol, le diethylène glycol, le triéthylène glycol, hexaméthylphosphoramide, le carbonate de propylène, le carbonate d’éthylène, le Sulfolane, le 3-methylsulfolane, le N-méthylacétamide, le N,N-diméthylacétamide, la butyrolactone, la 1-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, la caprolactame, le N-méthylformamide, la pyrrolidine-2-one, le furfural, le 1,1,3,3-tétraméthylurée et un mélange de ceux-ci ;
- un condenseur décanteur adapté pour être alimenté par le flux gazeux, et adapté pour séparer le flux gazeux et produire un flux de recycle de raffinât et une phase aqueuse ;
- une tour de lavage à l'eau adaptée pour être alimentée par de l’eau et le raffinât, et adaptée pour laver à l’eau le raffinât et produire un flux non-aromatique et de l'eau de lavage ;
- une section de régénération du solvant adaptée pour être alimentée par au moins une portion du flux de solvant, et adaptée pour régénérer la portion du flux de solvant par un entraînement à la vapeur sous vide ;
- un condenseur décanteur adapté pour être alimenté par les vapeurs de tête, et adapté pour condenser les vapeurs de tête et produire le flux aromatique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité d’extraction des aromatiques comprend en outre au moins un des éléments suivants :
- un extracteur liquide-liquide adapté pour être alimenté avec un flux de solvant choisi parmi l’ethylène glycol, le diethylène glycol, le triéthylène glycol, hexaméthylphosphoramide, le carbonate de propylène, le carbonate d’éthylène, le Sulfolane, le 3-methylsulfolane, le N-méthylacétamide, le N,N-diméthylacétamide, la butyrolactone, la 1-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, la caprolactame, le N-méthylformamide, la pyrrolidine-2-one, le furfural, le 1 ,1 ,3,3-tétraméthylurée et un mélange de ceux-ci ;
- un extracteur liquide-liquide adapté pour être alimenté par le flux de recycle de raffinât ; - une section de stripage de l’eau adaptée pour être alimentée par l’eau de lavage et/ou la phase aqueuse, et adaptée pour stripper les composés hydrocarbures de l’eau de lavage et/ou de la phase aqueuse pour produire de l'eau ;
- une tour de récupération des aromatiques adaptée pour être alimentée par de la vapeur d’eau, et adaptée pour produire des vapeurs de tête comprenant en outre de la vapeur d’eau, et un condenseur décanteur adapté pour condenser les vapeurs de tête pour produire le flux aromatique et de l’eau décantée.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité d’extraction des aromatiques comprend en outre au moins un des éléments suivants :
- un extracteur liquide-liquide adapté pour être alimenté avec un flux de solvant comprenant du sulfolane et de l’eau ;
- une tour de récupération des aromatiques adaptée pour être alimentée par l’eau produite par la section de stripage de l’eau.
Des modes de réalisation selon les aspects précités ainsi que d’autres caractéristiques et avantages vont apparaître à la lecture de la description qui va suivre, donnée à titre uniquement illustratif et non limitatif, et en référence aux dessins suivants.
Liste des figures
La figure 1 montre schématiquement un procédé de traitement et de séparation selon la présente invention.
La figure 2 montre schématiquement un procédé de traitement et de séparation selon la figure 1 comprenant en outre une deuxième colonne de fractionnement.
La figure 3 montre schématiquement l’étape et l’unité d’extraction des aromatiques du procédé et du dispositif selon la figure 1 et la figure 2. Description des modes de réalisation
Des modes de réalisation de l’invention vont maintenant être décrits en détail. Dans la description détaillée suivante, de nombreux détails spécifiques sont exposés afin de fournir une compréhension plus approfondie de l’invention. Cependant, il apparaîtra à l’homme du métier que l’invention peut être mise en œuvre sans ces détails spécifiques. Dans d’autres cas, des caractéristiques bien connues n’ont pas été décrites en détail pour éviter de compliquer inutilement la description.
Dans la présente demande, le terme « comprendre » est synonyme de (signifie la même chose que) « inclure » et « contenir », et est inclusif ou ouvert et n’exclut pas d’autres éléments non récités. Il est entendu que le terme « comprendre » inclut le terme exclusif et fermé « consister ». Le terme « à base de » est synonyme de « comprend au moins 50% poids de ». En outre, dans la présente description, les termes « essentiellement » ou « sensiblement » correspondent à une approximation de ± 5%, préférablement de ±1%, très préférablement de ± 0,5%. Par exemple, un effluent comprenant essentiellement ou étant constitué des composés A correspond à un effluent comprenant au moins 95% en poids de composés A.
La présente invention concerne la séparation de composés aromatiques, et notamment de BTX, mais aussi des composés aromatiques à 9 ou 10 voire 11 atomes de carbones (A9, A10, A11), pour la pétrochimie provenant d’une charge essence, telle qu’une essence de craquage catalytique. Elle concerne en particulier un procédé et un dispositif amélioré de séparation des composés aromatique faisant appel à un enchaînement d’étapes et d’unités d’hydrogénation sélective, de fractionnement, d’hydrogénation, et d’extraction, permettant d’améliorer la séparation de composés aromatiques de 6 à 11 atomes de carbones.
Spécifiquement, en référence à la figure 1 et la figure 2, le procédé et le dispositif selon la présente invention font appel à une étape/unité d’hydrogénation sélective A permettant d’hydrogéner sélectivement une charge d’essence 1 en présence d’hydrogène 2, et ainsi hydrogéner (essentiellement la totalité) des dioléfines contenues dans la charge et optionnellement de convertir une partie des composés soufrés légers vers des composés soufrés plus lourd. Le procédé et le dispositif selon la présente invention font aussi appel à une étape/unité de fractionnement B de l’effluent d’hydrogénation sélective 3 (au moyen d’une première colonne de fractionnement B1) permettant d’obtenir au moins une coupe essence contenant des composés à 5 atomes de carbones ou moins, coupe dite coupe C5- 4, et une coupe essence contenant des composés à au moins 6 atomes de carbones, coupe dite (première) coupe C6+ 5, la coupe C6+ 5 étant envoyée vers l’étape/unité d’hydrogénation C. En référence à la figure 2, l’étape/unité d’hydrogénation C peut être précédée par une étape de fractionnement additionnel (au moyen d’une deuxième colonne de fractionnement B2) afin de limiter la présence de certains composés considérés comme des contaminants pour les bases aromatiques dans la coupe C6+ 5 et ainsi séparer une coupe essence lourde 51. La deuxième coupe C6+ 52 en sortie de l’étape de fractionnement additionnel est ensuite envoyée vers une étape/unité d’hydrogénation C. Dans l’unité d’hydrogénation C, les composés oléfiniques et les composés alkényl aromatiques sont hydrogénés tandis que les composés soufrés, azotés et oxygénés sont (essentiellement totalement) hydrotraités. L’effluent d’hydrogénation 6 est envoyé vers une étape/unité d’extraction des aromatiques D permettant de produire un flux concentré (i.e., enrichi) en composés aromatiques (flux aromatique 17) et un flux concentré en composés non-aromatiques (raffinât 10 optionnellement lavé). Le procédé/dispositif de séparation des aromatiques tel qu’envisagé permet d’obtenir un rendement amélioré de récupération des aromatiques tout en garantissant une pureté élevée, notamment en benzène. Le flux non-aromatique 19 peut être envoyé vers une étape/unité de craquage thermique ou bien vers une étape/unité de reformage catalytique par exemple afin d’augmenter la production d’aromatiques.
La charge
Le procédé selon l'invention permet de traiter une charge d’essence . Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge essence 1 comprend une coupe essence issue d’une unité de craquage catalytique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge essence 1 est constituée d’au moins 50% poids ou 60% poids, préférablement au moins 70% poids ou 80% poids, très préférablement au moins 90% poids ou 95% poids, tel qu’au moins 97% poids ou 99% poids, d’une coupe essence issue d’une unité de craquage catalytique, par rapport au poids total de la charge. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge essence 1 est constituée (uniquement) d’une coupe essence issue d’une unité de craquage catalytique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la coupe essence est issue d’une unité sélectionnée parmi la liste constituée d’une unité de craquage catalytique en lit fluidisé (FCC pour « Fluid Catalytic Cracking » selon la terminologie anglo-saxonne).
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge d’essence 1 comprend des composés dont la gamme de points d'ébullition s'étend depuis les points d’ébullition des hydrocarbures à 2 ou 3 atomes de carbone (C2 ou C3) jusqu'à 260°C, de préférence jusqu'à 240°C ou 220°C. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge d’essence 1 comprend des composés dont la gamme de points d'ébullition s'étend depuis les points d’ébullition des hydrocarbures à 4 ou 5 atomes de carbone (C4 ou C5) jusqu'à 260°C, de préférence jusqu'à 240°C ou 220°C. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge comprend des composés dont la gamme de points d'ébullition s'étend depuis les points d’ébullition des hydrocarbures à 5 atomes de carbone (C5) jusqu'à 260°C, de préférence jusqu'à 240°C, très préférablement jusqu’à 220°C. Dans la présente demande, on entend par température d’ébullition d’un composé, lorsque non spécifié, la température d’ébullition d’un composé à pression atmosphérique.
La charge comprend des composés hydrocarbonés saturés et des composés hydrocarbonés insaturés. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge est riche (e.g. au moins 40% poids) en composés hydrocarbonés insaturées (e.g. mono-oléfines, dioléfines, aromatiques). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge comprend au moins 50% poids de composés hydrocarbonés insaturées, préférablement au moins 60% poids de composés hydrocarbonés insaturés, très préférablement au moins 70% poids de composés hydrocarbonés insaturés, par rapport au poids total de la charge. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge comprend au moins 10% poids d’oléfines, préférablement au moins 20% poids d’oléfines, très préférablement au moins 30% poids d’oléfines (e.g. au moins 40% poids), par rapport au poids total de la charge. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge comprend au moins 10% poids de mono-oléfines, préférablement au moins 20% poids de mono-oléfines, très préférablement au moins 30% poids de mono-oléfines (e.g. au moins 40% poids), par rapport au poids total de la charge. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge comprend moins de 10% poids de dioléfines. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge comprend entre 0,1 ou 0,5 % poids et 5% poids de dioléfines, par rapport au poids total de la charge. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge comprend au moins 10% poids de composés aromatiques, préférablement au moins 20% poids de composés aromatiques, très préférablement au moins 30% poids de composés aromatiques (e.g. au moins 40% poids), par rapport au poids total de la charge.
La charge peut comprendre en outre des composés soufrés. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge comprend entre 0 ppm poids et 5000 ppm poids (i.e., 0,5% poids) de soufre par rapport au poids total de la charge. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge comprend entre 10 ppm poids et 2000 ppm poids de soufre. La teneur en soufre dans la charge est généralement supérieure à 50 ppm poids. La teneur en soufre dépend généralement de la teneur en soufre de la charge traitée par le FCC, de la présence ou non d’un prétraitement de la charge du FCC, ainsi que du point d’ébullition final de la coupe.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge traitée par le procédé contient entre 0,5% et 5% poids de dioléfines, entre 20% et 50% poids d'oléfines, entre 20 et 40% d’aromatiques, entre 10 ppm poids et 0,5% poids de soufre, par rapport au poids total de la charge. Hydrogénation sélective
La charge d’essence 1 est traitée dans une unité d’hydrogénation sélective A en présence d’hydrogène 2 de manière à hydrogéner au moins partiellement les dioléfines. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge essence est également traitée de manière à réaliser une réaction d’alourdissement d’au moins une partie des composés mercaptans légers (RSH) potentiellement présents dans la charge en thioéthers, par réaction avec des oléfines.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l'essence à traiter est envoyée dans un réacteur catalytique d'hydrogénation sélective contenant au moins un lit fixe ou mobile de catalyseur d'hydrogénation sélective des dioléfines et optionnellement d'alourdissement des mercaptans légers.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la réaction d'hydrogénation sélective des dioléfines et optionnellement d'alourdissement des mercaptans légers s’effectue sur au moins un catalyseur comprenant un support et une phase active comprenant au moins un élément du groupe VIII et éventuellement au moins un élément du groupe VIB. L'élément du groupe VIII est choisi de préférence parmi le nickel et le cobalt et en particulier le nickel. L'élément du groupe VIB, lorsqu'il est présent, est de préférence choisi parmi le molybdène et le tungstène et de manière très préférée le molybdène. Le support du catalyseur d'hydrogénation sélective est préférablement un support d’oxyde. Le support d’oxyde est de préférence choisi parmi l'alumine, l'aluminate de nickel, la silice, le carbure de silicium, ou un mélange de ces oxydes. On utilise, de manière préférée, de l'alumine, telle qu’une alumine gamma et de manière encore plus préférée, de l'alumine de haute pureté (e.g. pureté à au moins 99,8% poids). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrogénation comprend un support à base d’alumine. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le support comprend au moins 50% d'alumine. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le support est constitué d'alumine.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrogénation sélective contient au moins un élément du groupe VIII (e.g. nickel) à une teneur en poids d'oxyde métallique comprise entre 0,5 et 20%, préférablement entre 1 et 12% poids, par rapport au poids total du catalyseur. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrogénation sélective contient au moins un élément du groupe VIB (e.g. molybdène) à une teneur en poids d'oxyde métallique comprise entre 3 et 30%, préférablement entre 6 et 18% poids, par rapport au poids total du catalyseur. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrogénation sélective présente un rapport molaire élément du groupe VIII/ élément du groupe VIB (e.g. Ni/Mo) compris entre 0,2 et 4, préférablement entre 0,3 et 2,5 . Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur est sulfuré. Le taux de sulfuration des métaux constituant le catalyseur est, de manière préférée, supérieur à 60%, et préférablement supérieur à 80%. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrogénation sélective contient du nickel à une teneur en poids d'oxyde de nickel, sous forme NiO, comprise entre 1 et 12% poids par rapport au poids total du catalyseur, et du molybdène à une teneur en poids d'oxyde de molybdène, sous forme M0O3, comprise entre 6% et 18% poids par rapport au poids total du catalyseur, et un rapport molaire nickel/molybdène compris entre 0,3 et 2,5, les métaux étant déposés sur un support constitué d'alumine.
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, 81ème 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; le groupe VIB selon la classification CAS correspond aux métaux de la colonne 6 selon la nouvelle classification IUPAC. Les teneurs en métaux du groupe VIII et du groupe VIB peuvent être mesurées par fluorescence X. Les teneurs en métal du groupe VIB, en métal du groupe VIII dans les catalyseurs sont exprimées en oxydes, par exemple après correction de la perte au feu de l’échantillon de catalyseur à 550°C pendant deux heures en four à moufle. La perte au feu est due à la perte d'humidité et peut être déterminée selon l’ASTM D7348. Lorsque le métal est le cobalt ou le nickel, la teneur en métal s’exprime en CoO et NiO respectivement. Lorsque le métal est le molybdène ou le tungstène, la teneur en métal s’exprime en M0O3 et WO3 respectivement.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, lors de l'étape d'hydrogénation sélective, l'essence est mise en contact avec le catalyseur en présence d’hydrogène 2 à une température comprise entre 50 et 250°C, de préférence entre 80 et 220°C, et de manière encore plus préférée entre 90 et 200°C. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la vitesse spatiale liquide LHSV (« liquid hourly space velocity » selon la terminologie anglo-saxonne) est comprise entre 0,5 h 1 et 20 h 1, de préférence entre 1 h-1 et 10 h-1 et de manière encore plus préféré entre 2 h-1 et 6 h 1, l'unité de la vitesse spatiale liquide étant le m3 de charge par m3 de catalyseur et par heure (m3/m3/h). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la pression est comprise entre 0,4 et 5 MPa, de préférence entre 0,6 et 4 MPa et de manière encore plus préférée entre 1 et 3 MPa. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape d'hydrogénation sélective est réalisée avec un rapport volumique hh/charge entre le débit d’hydrogène 2 exprimé en normaux m3 par heure et le débit de charge à traiter exprimé en m3 par heure aux conditions standards compris entre 2 et 100 Nm3/m3, de manière préférée entre 3 et 30 Nm3/m3.
Avantageusement, l’effluent d’hydrogénation sélective 3 obtenu en sortie de l’unité d’hydrogénation sélective A comprend moins de 1% poids, préférablement moins de 0,5% poids, très préférablement moins de 0,1% poids, de dioléfines, par rapport au poids total de l’effluent d’hydrogénation sélective 3.
L’effluent d’hydrogénation sélective 3 est envoyé au moins an partie vers une unité de fractionnement B.
Fractionnement
Le fractionnement de l’effluent de la première étape d’hydrogénation sélective permet d’obtenir au moins deux coupes : une coupe essence contenant des composés à 5 atomes de carbones ou moins, coupe dite coupe C5- 4 ou coupe essence légère désulfurée ; une coupe essence contenant des composés à au moins 6 atomes de carbones, coupe dite (première) coupe C6+ 5 ou coupe essence riche en aromatiques ; et éventuellement une coupe essence lourde telle que définie ci-après.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la coupe C5- 4 est une coupe essence désulfurée (e.g. ayant une teneur en soufre inférieure ou égale à 10 ppm poids) et comprend une grande partie (e.g. au moins 80% poids, préférablement 90% poids très préférablement au moins 95% poids) des mono-oléfines (oléfines en C2-C5) dans la charge d’essence 1.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la coupe C5- 4 est soutirée en tête d’une première colonne de fractionnement B1 et est sortie du procédé. Par exemple la coupe C5- 4 peut être envoyée à destination d’un pool essence. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le point de coupe de la coupe C5- 4 est effectué à une température inférieure à 100°C, préférablement à une température comprise entre 40°C et 100°C. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le point de coupe de la coupe C5- 4 est compris entre 45°C et 80°C.
Le point d'ébullition final de la coupe C5- 4 est préférablement choisi de manière à fournir une coupe C5- 4 à très basse teneur en soufre (teneur en soufre préférablement inférieure à 10 ppm poids). Avantageusement, la coupe C5- 4 désulfurée ne nécessite pas une étape d'hydrodésulfuration ultérieure. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la coupe C5- 4 comprend une teneur en soufre inférieure à 100 ppm poids, préférablement inférieure à 50 ppm poids, très préférablement inférieure à 10 ppm poids.
Le point d'ébullition final de la coupe C5- 4 est préférablement choisi de manière à favoriser la récupération du benzène dans la coupe C6+ 5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la coupe C5- 4 comprend moins de 10% poids, de préférence moins de 5% poids, et de manière très préférée moins de1% poids de benzène par rapport au poids total de la coupe C5- 4. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la coupe C6+ 5 comprend/consiste sensiblement en des composés aromatiques allant de 6 à 11 atomes de carbones. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la coupe C6+ 5 comprend/consiste sensiblement en des composés aromatiques allant de 6 à 10 atomes de carbones. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la coupe C6+ est une coupe essence riche en aromatiques, préférablement en limitant la teneur en naphtalène et composés lourds (e.g. composés aromatiques à 11 atomes de carbone ou plus et/ou composés dont la température d’ébullition est supérieure à 217°C) inférieure ou égale à 5000 ppm poids, préférablement inférieure ou égale à 4500 ppm poids, et très préférablement inférieure ou égale à 3000 ppm poids. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la coupe C6+ 5 comprend/consiste sensiblement en des composés mono aromatiques.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la coupe C6+ 5 est soutirée en fond de la première colonne de fractionnement B1. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le point de coupe de la coupe C6+ 5 est effectué à une température supérieure à 40°C, préférablement à une température comprise entre 45°C et 100°C. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le point de coupe de la coupe C6+ 5 est compris entre 45°C et 80°C.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la coupe C6+ 5 présente une teneur inférieure ou égale à 5000 ppm poids, préférablement inférieure ou égale à 4500 ppm poids, et très préférablement inférieure ou égale à 3000 ppm poids, en composés comprenant les composés ayant une température d’ébullition supérieure à 217°C, dont le naphtalène, et/ou les composés aromatiques à au moins 11 atomes de carbone.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, lorsque la coupe C6+ 5 présente une teneur supérieure à 5000 ppm poids ou 4500 ppm poids en composés ayant une température d’ébullition supérieure à 217°C, et/ou en naphtalène, et/ou en composés aromatiques à 11 atomes de carbone ou plus, une deuxième colonne de fractionnement B2 peut être mise en œuvre afin de séparer la coupe C6+ 5 en 2 coupes : une deuxième coupe C6+ 52 en tête de colonne présentant une teneur inférieure ou égale à 5000 ppm poids, préférablement inférieure ou égale à 4500 ppm poids, et très préférablement inférieure ou égale à 3000 ppm poids, en composés comprenant les composés ayant une température d’ébullition supérieure à 217°C, dont le naphtalène, et/ou les composés aromatiques à au moins 6 atomes de carbone ; et une coupe essence lourde 51 (coupe dite C11+) en fond de colonne présentant une teneur supérieure ou égale à 3000 ppm poids ou 4500 ppm poids en composés ayant une température d’ébullition supérieure à 217°C, et/ou en naphtalène, et/ou en composés aromatiques à 11 atomes de carbone ou plus. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la deuxième coupe C6+ 52 comprend essentiellement des composés comprenant de 6 à 9 ou 10 atomes de carbone. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la coupe essence lourde 51 comprend essentiellement des composés comprenant au moins 10 ou 11 atomes de carbone.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la coupe essence lourde 51 est dirigée vers une étape d’hydrodésulfuration et optionnellement une étape de stabilisation de l’effluent hydrodésulfuré (étapes non décrites) afin de produire une essence (e.g. teneur en soufre inférieure à 50 ppm poids, de préférence inférieure à 10 ppm poids).
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les conditions opératoires de la deuxième colonne de fractionnement B2 sont ajustées de manière à obtenir une deuxième coupe C6+ 52 dont la différence de température (DT) entre les températures correspondant à 5% et à 95% de la masse distillée soit comprise entre 130°C et 180°C, de manière préférée soit comprise entre 140°C et 160°C. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la température correspondant à 5% de la masse distillée de la deuxième coupe C6+ 52 est comprise entre 30°C et 80°C, de préférence comprise entre 50°C et 65°C, et la température correspondant à 95% de la masse distillée de la coupe essence riche en aromatiques est comprise entre 180°C et 220°C, de préférence comprise entre 190°C et 210°C. La méthode utilisée pour déterminer les températures correspondant à 5% et 95% de la masse distillée est décrite dans le document Oil Gas Soi. Technol. Vol. 54 (1999), No. 4, pp. 431-438 sous le nom « CSD method » (abréviation de "Conventional Simulated Distillation" selon la terminologie anglo-saxonne) et qui peut être traduite par "Distillation Simulée Conventionnelle".
Avantageusement, la première ou la deuxième coupe C6+ (5 ou 52) issue de l’unité de fractionnement B comprend au moins 20% poids, préférablement au moins 30% poids, très préférablement au moins 40% poids, (e.g. au moins 50% poids) de composés aromatiques, par rapport au poids total de la coupe C6+.
La première ou la deuxième coupe C6+ (5 ou 52) issue de l’unité de fractionnement B est envoyée au moins en partie vers l’unité d’hydrogénation C.
Hydrogénation
Dans l’unité d’hydrogénation C, la coupe C6+ 5 ou 52 provenant de l’étape de fractionnement est traitée en présence d’hydrogène dans une unité d’hydrogénation C de manière à hydrogéner les composés oléfiniques et les composés alkényl aromatiques et à (totalement) hydrotraiter (préférablement essentiellement totalement) les composés soufrés, azotés et oxygénés encore présents. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, une essence de pyrolyse 62 ou 63 (« PyGas » selon la terminologie Anglo-Saxonne) est envoyée dans l’unité d’hydrogénation C, par exemple en mélange avec la charge de l’étape C d’hydrogénation, i.e., la coupe C6+ 5 ou 52. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’essence de pyrolyse 62 est envoyée dans la deuxième colonne de fractionnement B2 de l’unité de fractionnement B. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, une essence de pyrolyse 61 est envoyée dans l’unité de fractionnement B, par exemple en mélange avec l’effluent d’hydrogénation sélective 3.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’essence de pyrolyse comprend ou est constituée d’une coupe C5-C12 dont la composition est la suivante : 2 à 15% poids de paraffines, 30 à 65% poids d’aromatiques, 5 à 15% poids de mono-oléfines, 15 à 30% poids de di-oléfines, 2 à 8% poids de composés alkényl aromatiques et de 20 à 2000 ppm poids, et préférablement de 20 à 300 ppm poids de soufre. En effet, certaines essences de pyrolyse difficiles peuvent présenter jusqu’à 2000 ppm poids pour certaines charges difficiles, telles que le soufre.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’essence de pyrolyse est hydrotraitée au moins partiellement, par exemple provenant d’une première étape d’hydrotraitement appelée HD1. Dans le cas de valorisation des essences de pyrolyse comme source de coupe riche en hydrocarbure aromatique, un traitement envisageable est composé de deux étapes. Une première étape (aussi appelée HD1) visant à l’hydrogénation sélective des composés hautement insaturée (di-oléfines et alkényl aromatiques) et une deuxième étape d’hydrotraitement (aussi appelée HD2) des composés soufrés et d’hydrogénation (préférablement totale) des oléfines. Dans le cas de la valorisation des essences de pyrolyse comme source de coupe riche en hydrocarbure aromatique, il est courant d’effectuer (e.g. en sortie de l’étape HD1) une séparation des composés C5- pour le pool essence et d’envoyer la coupe C6+ vers l’étape HD2.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’essence de pyrolyse hydrotraitée au moins partiellement, par exemple provenant d’une première étape d’hydrotraitement appelée HD1, a les propriétés suivantes : coupe C6-C8 dont la composition est la suivante : 3 à 21% poids de paraffines, 44 à 91% poids d’aromatiques, 7 à 21% poids de mono-oléfines et de 20 à 300 ppm poids de soufre voire jusqu’à 2000 ppm poids pour certaines charges difficiles.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape d’hydrogénation est réalisée dans au moins un réacteur catalytique à lit fixe ou mobile en présence d’un ou plusieurs lits de catalyseurs d’hydrogénation et d’hydrotraitement.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape d’hydrogénation est effectuée avec un premier lit comprenant au moins un catalyseur permettant d’éliminer les composés oléfiniques et optionnellement alkényl aromatiques. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur comprend un support et une phase active comprenant au moins un élément du groupe VIII et éventuellement au moins un élément du groupe VIB. L'élément du groupe VIII est choisi de préférence parmi le nickel et le cobalt et en particulier le nickel. L'élément du groupe VIB, lorsqu'il est présent, est de préférence choisi parmi le molybdène et le tungstène et de manière très préférée le molybdène. Le support du catalyseur d’hydrogénation est préférablement un support d’oxyde. Le support d’oxyde est de préférence choisi parmi l'alumine, l'aluminate de nickel, la silice, le carbure de silicium, ou un mélange de ces oxydes. On utilise, de manière préférée, de l'alumine, telle qu’une alumine gamma et de manière encore plus préférée, de l'alumine de haute pureté (e.g. pureté à au moins 99,8% poids). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrogénation comprend un support à base d’alumine, et préférablement constitué d'alumine.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrotraitement contient au moins un élément du groupe VIII (e.g. nickel) à une teneur en poids d'oxyde métallique comprise entre 0,5 et 20%, préférablement entre 1 et 13% poids, par rapport au poids total du catalyseur. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrogénation contient au moins un élément du groupe VIB (e.g. molybdène) à une teneur en poids d'oxyde métallique comprise entre 3 et 30%, préférablement entre 6 et 18% poids, par rapport au poids total du catalyseur. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrogénation présente un rapport molaire élément du groupe VIII/ élément du groupe VIB (e.g. Ni/Mo) compris entre 0,2 et 4, préférablement entre 0,3 et 2,5.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur est sulfuré. Le taux de sulfuration des métaux constituant le catalyseur est, de manière préférée, supérieur à 60%, et préférablement supérieur à 80%.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrogénation contient du nickel à une teneur en poids d'oxyde de nickel, sous forme NiO, comprise entre 1 et 13% poids par rapport au poids total du catalyseur, et du molybdène à une teneur en poids d'oxyde de molybdène, sous forme M0O3, comprise entre 6% et 18% poids par rapport au poids total du catalyseur, et un rapport molaire nickel/molybdène compris entre 0,3 et 2,5, les métaux étant déposés sur un support constitué d'alumine.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrogénation contient du cobalt à une teneur en poids d'oxyde de cobalt, sous forme CoO, comprise entre 1 et 13% poids par rapport au poids total du catalyseur, et du molybdène à une teneur en poids d'oxyde de molybdène, sous forme M0O3, comprise entre 6% et 18% poids par rapport au poids total du catalyseur, et un rapport molaire cobalt/molybdène compris entre 0,3 et 2,5, les métaux étant déposés sur un support constitué d'alumine.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, lors de l'étape d'hydrogénation, l'essence est mise en contact avec le catalyseur en présence d’hydrogène à une température comprise entre 100 et 400°C, de préférence entre 200 et 380°C. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la vitesse spatiale liquide (LHSV) est comprise entre 0,1 h 1 et 20 h 1. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la pression est comprise entre 0,1 et 5 MPaa, de préférence entre 0,5 et 4 MPaa et de manière encore plus préférée entre 1 et 3,5 MPaa. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape d'hydrogénation est réalisée avec un rapport volumique hVcharge entre le débit d’hydrogène exprimé en normaux m3 par heure et le débit de charge à traiter exprimé en m3 par heure aux conditions standards compris entre 1 et 400 Nm3/m3 ou entre 1 et 300 Nm3/m3.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité d’hydrogénation C comprend en outre une (troisième) colonne de fractionnement (non représentée) pour éliminer au moins un des composés suivants : H2, H2S, gaz léger tel que l’éthane, le propane et le butane, composés potentiellement présents dans l’effluent sortant du réacteur catalytique d’hydrogénation.
L’effluent d’hydrogénation 6 obtenu en sortie de l’unité d’hydrogénation C est dirigé au moins en partie vers l’unité d’extraction des aromatiques D.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent d’hydrogénation 6 comprend/consiste sensiblement en des composés aromatiques allant de 6 à 11 atomes de carbones. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent d’hydrogénation 6 comprend/consiste sensiblement en des composés aromatiques allant de 6 à 10 atomes de carbones. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent d’hydrogénation 6 est riche en aromatiques, préférablement en limitant la teneur en naphtalène et composés lourds (e.g. composés aromatiques à 11 atomes de carbone ou plus et/ou composés dont la température d’ébullition est supérieure à 217°C) inférieure ou égale à 5000 ppm poids, préférablement inférieure ou égale à 4500 ppm poids, et très préférablement inférieure ou égale à 3000 ppm poids. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent d’hydrogénation 6 comprend/consiste sensiblement en des composés mono-aromatiques.
Extraction
L'unité d'extraction des aromatiques D dans la présente invention permet de traiter l’effluent d’hydrogénation 6 afin de récupérer, d’une part un flux concentré en composés non aromatiques appelé raffinai 10, et d’autre part un flux concentré en aromatiques appelé extrait 11, par rapport à la composition de l’effluent d’hydrogénation 6.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, en référence à la figure 3, l'unité d'extraction des aromatiques D est une unité d'extraction liquide-liquide des aromatiques.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité d'extraction liquide-liquide des aromatiques comprend les étapes/dispositifs suivantes :
- extraction liquide-liquide au moyen d’un extracteur liquide-liquide T 1 alimenté avec flux de solvant 9 pour séparer le raffinât 10 et l’extrait 11 ,
- lavage à l’eau du raffinât 10 avec une tour de lavage à l'eau T2 (étape optionnelle),
- stripage de l’eau avec une section de stripage de l’eau (étape optionnelle),
- stripage de l’extrait 11 avec une section de stripage de l’extrait T3,
- séparation des aromatiques avec tour de récupération T6 pour séparer le flux aromatique 17 et le flux de solvant 9, et
- régénération du solvant avec une section de régénération du solvant (étape optionnelle).
Par soucis de simplification, les sections optionnelles de strippage de l’eau et de régénération du solvant ne sont pas représentées sur la figure 3.
L’extraction liquide-liquide permet la séparation des aromatiques des composés non aromatiques, tels que les paraffines et les naphtènes, de l’effluent d’hydrogénation 6.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l'alimentation en effluent d’hydrogénation 6 est sensiblement au niveau d’un point intermédiaire (e.g. au milieu de l'extracteur).
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, un point intermédiaire est un point situé entre le fond et la tête de l’extracteur liquide-liquide T1. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, un point intermédiaire correspond à un point disposé de préférence à une position comprise entre 0,1xL et 0,9xL, plus préférablement comprise entre 0,2xL et 0,8xL, telle que comprise entre 0,3* L et 0,7* L ou entre 0,4* L et 0,6* L, L étant la longueur du fond à la tête de l’extracteur liquide-liquide T1.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le flux de solvant 9 est alimenté en un point haut de l’extracteur liquide-liquide T 1. Selon un ou plusieurs modes de réalisation le flux de solvant 9 est alimenté en tête de l’extracteur liquide-liquide T1. Dans la présente demande, on entend par un point haut un point situé au-dessus du point intermédiaire d’alimentation en effluent d’hydrogénation 6.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le solvant comprend un composé choisi parmi l’ethylène glycol, le diethylène glycol, le triéthylène glycol, hexaméthylphosphoramide, le carbonate de propylène, le carbonate d’éthylène, le sulfolane, le 3-methylsulfolane, le N-méthylacétamide, le N,N-diméthylacétamide, la butyrolactone, la 1-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, la caprolactame, le N-méthylformamide, la pyrrolidine-2-one, le furfural, le 1 , 1 ,3,3-tétraméthylurée et un mélange de ceux-ci. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le solvant comprend ou consiste en du sulfolane. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le solvant est constitué d’au moins 90% poids, préférablement au moins 95% poids (e.g. d’au moins 99% poids), en sulfolane, par rapport au poids total du solvant. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le solvant comprend en outre un anti-solvant, tel que de l’eau. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’anti-solvant comprend ou consiste en de l’eau. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le solvant comprend entre 0,01 % poids et 5% poids, préférablement entre 0,1 % poids et 3% poids (e.g. entre 0,5 % poids et 2% poids) d’anti-solvant, tel que de l’eau, par rapport au poids total du solvant.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le flux de recycle de raffinât 15, par exemple issu de la section de strippage de l’extrait T3, est alimenté en un point bas de l’extracteur liquide-liquide T1. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le flux de recycle de raffinât 15 est alimenté en fond de l’extracteur liquide-liquide T1. Dans la présente demande, on entend par un point bas un point situé au-dessous du point intermédiaire d’alimentation en effluent d’hydrogénation 6.
Avantageusement, l'extracteur liquide-liquide T1 peut donc être divisé en deux parties. La partie supérieure (par rapport au point intermédiaire d'alimentation en effluent d’hydrogénation 6) permet de contrôler le rendement en aromatiques par extraction liquide-liquide (notamment au sulfolane). La partie inférieure de l’extracteur liquide-liquide T1 permet une première purification des aromatiques, grâce au flux de recycle de raffinât 15. Ainsi, l'extracteur liquide-liquide T1 permet de séparer un raffinât 10 appauvri en composés aromatiques par rapport à l’effluent d’hydrogénation 6 et un extrait 11 concentré en composés aromatiques par rapport à l’effluent d’hydrogénation 6. Le raffinât 10 sort en tête de l'extracteur liquide-liquide T1 et est envoyé optionnellement à la tour de lavage à l'eau T2. L’extrait 11 sort en fond de l'extracteur liquide-liquide T1 et est envoyé à la section de stripage de l’extrait T3, préférablement avec échange de chaleur avec le flux de solvant 9 (non représenté sur la figure 3 par soucis de simplification). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l'extracteur liquide-liquide T1 fonctionne de manière adiabatique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le ratio massique flux de solvant 9 sur effluent d’hydrogénation 6 est compris entre 0,1 et 50, de préférence entre 0,5 et 20, de préférence entre 1 et 9, de préférence entre 3 et 8, tels que 5 ±1 ou 6±1. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le ratio massique flux de recycle 15 sur effluent d’hydrogénation 6 est compris entre 0,05 et 10, de préférence entre 0,1 et 8, de préférence entre 0,2 et 5, de préférence entre 0,3 et 2, tel que 0,9 ±0,2.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’extracteur est opéré à une pression comprise entre 0,05 et 3 MPaa (0,5 et 30 bara), de préférence entre 0,1 et 2 MPaa (1 et 20 bara), de préférence entre 0,2 et 1,5 MPaa (2 et 15 bara), de préférence entre 0,3 et 1 MPaa (3 et 10 bara), telle que à 6,5 ±2 MPaa, par exemple lorsque le solvant comprend du sulfolane. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’extracteur est opéré à une température comprise entre 10 et 150°C, de préférence entre 15 et 120°C, de préférence entre 20 et 100°C, de préférence entre 30 et 90°C, telle que 54 ±5°C, par exemple lorsque le solvant comprend du sulfolane.
Tour de lavage à l’eau T2 optionnelle
Le lavage à l’eau du raffinât 10 permet l'élimination du solvant potentiellement présent dans le raffinât 10. Préférablement, le raffinât 10 est refroidi avant d'entrer dans la tour. Préférablement, le raffinât 10 entre dans le bas de ladite tour, de l'eau 7 est introduite au sommet de ladite tour, le flux non-aromatique 19 (raffinât 10 lavé et ainsi appauvri en solvant) sort en haut de ladite tour, et l'eau de lavage 18 (concentré/enrichie en solvant) sort dans le bas de ladite tour. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le flux non-aromatique 19 comprend moins de 100 ppm poids, préférablement moins de 10 ppm poids, très préférablement moins de 1 ppm poids de solvant. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’eau de lavage 18 est envoyée vers la section de stripage de l’eau (non représentée).
Avantageusement, le flux non-aromatique 19 comprend moins de 25% poids, préférablement moins de 20% poids, très préférablement moins de 17% poids de composés aromatiques, par rapport au poids total du flux non-aromatique 19.
Section de stripage de l’extrait T3
Le stripage de l’extrait 11 permet l'élimination de composés non aromatiques encore présents dans l’extrait 11. L’extrait 11 chargé en composés aromatiques et en solvant est préférablement introduit en haut de la section de stripage de l’extrait T3. Dans la section de stripage de l’extrait T3, la pureté de l’extrait 11 est améliorée car les composés non-aromatiques résiduels entraînés avec les composés aromatiques (moins solubles dans le solvant) sont extraits sous forme de flux gazeux 12 en tête de la section de stripage de l’extrait T3. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le flux gazeux 12 est combiné avec de l’eau, telle que l’eau récupérée en tête de la section de stripage de l’eau (non représentée). La séparation de phase dans le condenseur décanteur CD3 permet le recycle de la phase hydrocarbonée vers l'extracteur liquide-liquide T1 en tant que flux de recycle de raffinât 15 et la phase aqueuse 14 est optionnellement combinée avec l'eau de lavage 18 et envoyée vers la section de stripage de l’eau (non représentée). L'extrait purifié 13 est ensuite envoyé vers la tour de récupération des aromatiques T6 pour séparer les aromatiques du solvant (notamment du sulfolane) qui est recyclé vers l’extracteur liquide-liquide T1.
Le stripage de l’extrait 11 est préférablement effectué à basse pression ou même sous vide afin d’améliorer l'élimination des non-aromatiques du solvant (notamment du sulfolane). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la section de stripage de l’extrait T3 est opérée à une pression de tête comprise entre 0,001 et 2 MPaa (0,01 et 20 bara), de préférence entre 0,005 et 1 MPaa (0,05 et 10 bara), de préférence entre 0,01 et 0,8 MPaa (0,1 et 8 bara), de préférence entre 0,03 et 0,5 MPaa (0,3 et 5 bara), telle que 0,14 ±0,06 MPaa, par exemple lorsque le solvant comprend du sulfolane. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la section de stripage de l’extrait T3 est opérée à une température de fond comprise entre 50 et 300°C, de préférence entre 100 et 250°C, de préférence entre 130 et 200°C, de préférence entre 145 et 195°C, telle que 180 ±5°C, par exemple lorsque le solvant comprend du sulfolane.
Section de strippage de l’eau (optionnelle - non représentée)
Le stripage de l’eau de lavage 18 et de la phase aqueuse 14 permet d’éliminer les hydrocarbures dissous (principalement non aromatiques) de l’eau issue de la tête de la section de stripage de l’extrait T3 et optionnellement de la tour de lavage à l’eau T2.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, au moins une partie de l'eau obtenue en sortie de la section de stripage de l’eau est envoyée dans la tour de récupération des aromatiques T6, afin d'augmenter la quantité de vapeur de stripage envoyée en bas de la tour de récupération des aromatiques T6.
Tour de récupération des aromatiques T6
La tour de récupération des aromatiques T6 sépare l’extrait purifié 13 issu du fond de la section de stripage de l’extrait T3 en un flux aromatique 17 et le flux de solvant 9. Préférablement, la tour de récupération des aromatiques T6 fonctionne sous vide, notamment lorsque le solvant comprend du sulfolane. Avantageusement, le fonctionnement sous vide permet d’éviter une température de fond excessive, pouvant conduire à la décomposition du solvant. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, de la vapeur d’eau 8, optionnellement associée à du solvant (régénéré) est injectée dans le fond de la tour de récupération des aromatiques T6, pour améliorer l'extraction des aromatiques du solvant (notamment du sulfolane). Les vapeurs de tête de la tour (comprenant essentiellement des composés aromatiques et optionnellement de l’eau) sont condensées et optionnellement décantées dans un condenseur décanteur CD6. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, une partie des vapeurs aromatiques de tête condensées est utilisée pour le reflux de la tour de récupération des aromatiques T6, le reste, constituant le flux aromatique 17 est sorti du procédé et préférablement envoyé à un complexe aromatique (unité de séparation et de production de composés aromatiques, et notamment de BTX). Une partie de l'eau décantée 16 dans le condenseur décanteur CD6 peut optionnellement être envoyée vers la tour de lavage à l’eau T2 et le reste est recyclé à la section de stripage de l’eau. Le flux issu du fond de la tour de récupération des aromatiques T6 est composé de solvant régénéré envoyé vers l’extracteur liquide-liquide T1, et optionnellement vers la section de stripage de l’extrait T3 et/ou vers la section de régénération du solvant (non représentée).
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la tour de récupération des aromatiques T6 est opérée à une pression de tête comprise entre 0,001 et 2 MPaa (0,01 et 20 bara), de préférence entre 0,005 et 1 MPaa (0,05 et 10 bara), de préférence entre 0,01 et 0,5 MPaa (0,1 et 5 bara), de préférence entre 0,015 et 0,2 MPaa (0,15 et 2 bara), telle que 0,06 ±0,04 MPaa, par exemple lorsque le solvant comprend du sulfolane. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la tour de récupération des aromatiques T6 est opérée à une température de fond comprise entre 50 et 300°C, de préférence entre 100 et 250°C, de préférence entre 120 et 200°C, de préférence entre 130 et 195°C, telle que 170 ±25°C, par exemple lorsque le solvant comprend du sulfolane.
Avantageusement, le flux aromatique 17 comprend au moins 95% poids, préférablement au moins 99% poids, très préférablement au moins 99,5 % poids, (e.g. au moins 99,8% poids) de composés aromatiques, par rapport au poids total du flux aromatique 17.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le flux aromatique 17 comprend/consiste sensiblement en des composés aromatiques allant de 6 à 11 atomes de carbones. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le flux aromatique 17 comprend/consiste sensiblement en des composés aromatiques allant de 6 à 10 atomes de carbones. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le flux aromatique 17 est riche en aromatiques, préférablement en limitant la teneur en naphtalène et composés lourds (e.g. composés aromatiques à 11 atomes de carbone ou plus et/ou composés dont la température d’ébullition est supérieure à 217°C) inférieure ou égale à 5000 ppm poids, préférablement inférieure ou égale à 4500 ppm poids, et très préférablement inférieure ou égale à 3000 ppm poids. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le flux aromatique 17 comprend/consiste sensiblement en des composés mono-aromatiques. Exemples
Un exemple de procédé selon l’invention pour la séparation des aromatiques provenant d’une coupe essence issue des technologies de craquage catalytique est le suivant.
La Table 1 présente les caractéristiques de l’essence de FCC traitée par le procédé selon l’invention.
Table 1
La charge essence 1 est traitée dans l’unité d’hydrogénation sélective A en présence d'un catalyseur A 1. Le catalyseur d’hydrogénation sélective A1 est un catalyseur de type NiMo sur alumine gamma. Les teneurs en métaux dans le catalyseur sont respectivement 7% poids NiO et 11% poids M0O3 par rapport au poids total du catalyseur, soit un rapport molaire Ni/Mo de 1,2.
La charge essence 1 est mise en contact avec de l’hydrogène 2 dans un réacteur qui contient le catalyseur A1. Cette étape du procédé réalise l’hydrogénation sélective des dioléfines et la conversion (alourdissement) d'une partie des composés mercaptans légers (RSH) présents dans la charge.
Les conditions opératoires mises en œuvre dans le réacteur d’hydrogénation sélective sont :
- température : 150°C
- pression totale : 2,5 MPaa
- rapport volumique hVcharge : 5 normaux m3 d’hydrogène par m3 d’essence aux conditions standard (vol/vol) - vitesse spatiale liquide (LHSV) : 3 h 1.
L’effluent d’hydrogénation sélective 3 à faible teneur en dioléfines et faible teneur en composés soufrés légers (alourdis dans l’étape d’hydrogénation sélective) est envoyé dans l’unité de fractionnement B afin de séparer la coupe C5- 4 en tête de la première colonne de fractionnement B1, et la coupe C6+ 5 en fond de ladite colonne. Les caractéristiques de la coupe C5- 4 et de la coupe C6+ 5 sont indiquées dans la Table 2. Comme indiqué dans la table 2 la coupe C5- 4 a une faible teneur en soufre. La coupe C5- 4 correspond à environ 25 % massique de l’effluent d’hydrogénation sélective 3. La coupe C6+ 5 correspond à environ 75 % massique de l’effluent d’hydrogénation sélective 3. La coupe C6+ 5 a une teneur en naphtalène de 0,4% poids.
Table 2
La coupe C6+ 5 est traitée dans unité d’hydrogénation C en présence d’un premier catalyseur d’hydrogénation C1 de type NiMo permettant l’hydrogénation des oléfines et d’un deuxième catalyseur d’hydrotraitement C2 de type CoMo sur support alumine permettant l’élimination des soufrés, azotés et oxygénés.
Dans l’unité d’hydrogénation C, la coupe C6+ 5 est mise en contact avec de l’hydrogène dans un réacteur qui contient les catalyseurs C1 et C2. Cette étape du procédé réalise notamment l’hydrogénation des oléfines et des composés alkényl aromatique ainsi que la conversion des composés soufrés et de mercaptans présents dans la charge, et limite l’hydrogénation des aromatiques. Les conditions opératoires mises en œuvre dans le réacteur d’hydrogénation et d’hydrotraitement sont :
- température : 260°C
- pression totale : 2,6 MPaa - rapport volumique H2/charge : 150 Normaux m3 d’hydrogène /m3 de charge aux conditions standards
- vitesse spatiale liquide (LHSV) : 3 h 1.
Dans cet exemple, l'effluent sortant du réacteur d’hydrogénation est envoyée dans une colonne de fractionnement de l’unité d’hydrogénation C, pour éliminer l’H2S et les gaz légers tels que l’éthane, le propane et le butane.
Les caractéristiques de l'effluent d’hydrogénation 6 en sortie de de l’unité d’hydrogénation C sont indiquées dans la Table 3.
Table 3
L'effluent d’hydrogénation 6 alimente ensuite l’extracteur liquide-liquide T1 de l’unité d’extraction des aromatiques D. Un flux de solvant 9 comprenant 99,4% poids de sulfolane est ajouté en tête et un flux de recycle de raffinât 15 est ajouté en fond de l’extracteur liquide-liquide T1. Un ratio massique [flux de solvant 9]/[effluent d’hydrogénation 6] de 5, et un ratio massique [flux de recycle de raffinât 15 ]/[effluent d’hydrogénation 6] de 0,9 sont engagés au niveau de l’extracteur liquide-liquide T1 qui est opérée à pression entre 0,5 et 0,8 MPaa et à une température de 54°C.
Le raffinât 10 est extrait en tête de de l’extracteur liquide-liquide T1 puis envoyé vers la tour de lavage à l’eau T2 optionnel pour enlever le peu de solvant sulfolane qui est entraîné dans le raffinai 10. L’eau de lavage 18 est composée essentiellement d’eau et de sulfolane, le flux non-aromatique 19 est composé du raffinai exempt de solvant.
Par soucis de simplification, les sections optionnelles de stripage de l’eau et de régénération du solvant ne sont pas représentées sur la figure 3. Lesdites sections optionnelles de stripage de l’eau et de régénération du solvant permettent de traiter les flux d’eau utilisés dans le procédé selon l’invention et de purifier le sulfolane.
L’extrait 11 de l’extracteur liquide-liquide T1 alimente la section de stripage de l’extrait T3 qui permet d’éliminer les non aromatiques entraînés avec le solvant et les aromatiques et créer le flux de recycle de raffinât 15 retournant à l’extracteur liquide-liquide T1. Au préalable, le flux gazeux 12 en tête de la section de stripage de l’extrait T3 est envoyé vers le condenseur décanteur CD3 afin d’éliminer la phase aqueuse 14.
La section de stripage de l’extrait T3 comprend une colonne de stripage opérée à une température de fond de 180°C.
L’extrait purifié 13 en fond de la section de stripage de l’extrait T3 contenant essentiellement le solvant et des aromatiques est envoyé vers la tour de récupération des aromatiques T6, qui permet de récupérer en fond le solvant recyclé vers l’extracteur liquide-liquide T1 en tant que flux de solvant 9, et de récupérer un flux de tête qui est envoyé vers le condenseur décanteur CD6 qui permet de soutirer une eau décantée 16 et flux aromatique 17. La tour de récupération des aromatiques T6 fonctionne par l’envoi de vapeur d’eau 8 en fond de colonne. La tour de récupération des aromatiques T6 est opérée à une température de fond de 180°C.
La table 4 présente les compositions massiques des flux sortants de l’unité d’extraction des aromatiques D.
Table 4 La table 5 présente la répartition massique des flux du procédé à l’entrée et sortie de l’enchainement global.
Table 5

Claims

REVENDICATIONS
1. Procédé de traitement et de séparation de composés aromatiques à partir d’une charge essence, comprenant les étapes suivantes :
- hydrogénation sélective (A) de la charge essence (1) pour hydrogéner au moins des dioléfines contenues dans la charge d’essence (1) en présence d’hydrogène (2) et produire un effluent d’hydrogénation sélective (3) ;
- fractionnement (B) de l’effluent d’hydrogénation sélective (3) pour produire au moins une coupe C5- (4) contenant des composés à 5 atomes de carbones ou moins, et une coupe C6+ (5) contenant des composés à au moins 6 atomes de carbones ;
- hydrogénation (C) de la coupe C6+ (5) pour hydrogéner au moins des oléfines contenues dans la coupe C6+ (5) en présence d’hydrogène et produire un effluent d’hydrogénation (6) ;
- extraction des aromatiques (D) de l’effluent d’hydrogénation (6) pour produire au moins un flux aromatique (17) concentré en composés aromatiques par rapport à l’effluent d’hydrogénation (6), et un raffinât (10) concentré en composés non-aromatiques par rapport à la composition de l’effluent d’hydrogénation (6).
2. Procédé selon la revendication 1 , dans lequel la charge essence (1) comprend une coupe essence issue d’une unité de craquage catalytique.
3. Procédé selon la revendication 1 ou la revendication 2, dans lequel l’étape d’hydrogénation sélective (A) est effectuée à au moins une des conditions opératoires suivantes : présence d’au moins un catalyseur comprenant un support et une phase active comprenant au moins un élément du groupe VIII, température comprise entre 50 et250°C, vitesse spatiale liquide LHSV comprise entre 0,5 h 1 et 20 h 1, pression comprise entre 0,4 et 5 MPa, rapport volumique H2/charge essence compris entre 2 et 100 Nm3/m3.
4. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’étape de fractionnement (B) est contrôlée pour produire une coupe C6+ (5) présentant une teneur inférieure ou égale à 5000 ppm poids en composés ayant une température d’ébullition supérieure à 217°C.
5. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’étape d’hydrogénation (C) est effectuée à au moins une des conditions opératoires suivantes : présence d’au moins un catalyseur comprenant un support et une phase active comprenant au moins un élément du groupe VIII, température comprise entre 100 et 400°C, vitesse spatiale liquide LHSV comprise entre 0,1 h 1 et 20 h 1, pression comprise entre 0,1 et 5 MPaa, rapport volumique h^/charge essence compris entre 1 et 400 Nm3/m3.
6. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’étape d'extraction des aromatiques (D) comprend les étapes suivantes :
- extraction des aromatiques de l’effluent d’hydrogénation (6) au moyen d’un extracteur liquide-liquide (T1) alimenté avec un flux de solvant (9) pour séparer le raffinât (10) et un extrait (11) concentré en aromatiques par rapport à la composition de l’effluent d’hydrogénation (6) ;
- stripage de l’extrait (11) au moyen d’une section de stripage de l’extrait (T3) pour séparer un flux gazeux (12) comprenant des composés non-aromatiques et un extrait purifié (13) ;
- séparation des aromatiques de l’extrait purifié (13) et du solvant au moyen d’une tour de récupération des aromatiques (T6) pour séparer le flux de solvant (9) et des vapeurs de tête comprenant le flux aromatique (17).
7. Procédé selon la revendication 6, dans lequel l’étape d'extraction des aromatiques (D) comprend en outre au moins une des étapes suivantes :
- alimentation de l’extracteur liquide-liquide (T1) avec un flux de solvant (9) comprenant un solvant choisi parmi la liste constituée par l’ethylène glycol, le diethylène glycol, le triéthylène glycol, hexaméthylphosphoramide, le carbonate de propylène, le carbonate d’éthylène, le sulfolane, le 3-methylsulfolane, le N-méthylacétamide, le N,N-diméthylacétamide, la butyrolactone, la 1-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, la caprolactame, le N-méthylformamide, la pyrrolidine-2-one, le furfural, le 1,1,3,3-tétraméthylurée et un mélange de ceux-ci ;
- séparation de phase du flux gazeux (12) dans un condenseur décanteur (CD3) pour séparer un flux de recycle de raffinât (15) et une phase aqueuse (14) ;
- lavage à l’eau du raffinât (10) au moyen d’une tour de lavage à l'eau (T2) alimentée en eau (7) pour produire un flux non-aromatique (19) et de l'eau de lavage (18) ;
- régénération d’au moins une portion du flux de solvant (9) au moyen d’une section de régénération du solvant par un entraînement à la vapeur sous vide ;
- condensation des vapeurs de tête dans un condenseur décanteur (CD6) pour produire le flux aromatique (17).
8. Procédé selon la revendication 7, dans lequel le flux de solvant (9) comprend du sulfolane.
9. Procédé selon la revendication 7, dans lequel l’étape d'extraction des aromatiques (D) comprend en outre au moins une des étapes suivantes :
- alimentation de l’extracteur liquide-liquide (T1) avec un flux de solvant choisi parmi l’ethylène glycol, le diethylène glycol, le triéthylène glycol, hexaméthylphosphoramide, le carbonate de propylène, le carbonate d’éthylène, le sulfolane, le 3-methylsulfolane, le N-méthylacétamide, le N,N-diméthylacétamide, la butyrolactone, la 1-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, la caprolactame, le N-méthylformamide, la pyrrolidine-2-one, le furfural, le 1,1,3,3-tétraméthylurée et un mélange de ceux-ci ;
- recyclage du flux de recycle de raffinât (15) vers l'extracteur liquide-liquide (T1) ;
- stripage des composés hydrocarbures présents dans l’eau de lavage (18) et/ou dans la phase aqueuse (14) au moyen d’une section de stripage de l’eau pour produire de l'eau ;
- alimentation de la tour de récupération des aromatiques (T6) en vapeur d’eau (8) pour produire des vapeurs de tête comprenant en outre de la vapeur d’eau, et condensation des vapeurs de tête dans le condenseur décanteur (CD6) pour produire le flux aromatique (17) et de l’eau décantée (16).
10. Procédé selon la revendication 9, dans lequel l’étape d'extraction des aromatiques (D) comprend en outre au moins une des étapes suivantes :
- alimentation de l’extracteur liquide-liquide (T1) avec un flux de solvant (9) comprenant du sulfolane et de l’eau ;
- recyclage de l'eau produite par la section de stripage de l’eau vers la tour de récupération des aromatiques (T6).
11. Dispositif de traitement et de de séparation de composés aromatiques à partir d’une charge essence, comprenant les unités suivantes :
- une unité d’hydrogénation sélective (A) pour hydrogéner au moins des dioléfines contenues dans la charge d’essence (1) en présence d’hydrogène (2) et produire un effluent d’hydrogénation sélective (3) ;
- une unité de fractionnement (B) pour fractionner l’effluent d’hydrogénation sélective (3) et produire au moins une coupe C5- (4) contenant des composés à 5 atomes de carbones ou moins, et une coupe C6+ (5) contenant des composés à au moins 6 atomes de carbones ; - une unité d’hydrogénation (C) pour hydrogéner au moins des oléfines contenues dans la coupe C6+ (5) en présence d’hydrogène et produire un effluent d’hydrogénation (6) ;
- une unité d’extraction des aromatiques (D) pour extraire des aromatiques de l’effluent d’hydrogénation (6) et produire au moins un flux aromatique (17) concentré en composés aromatiques par rapport à l’effluent d’hydrogénation (6), et un raffinât (10) concentré en composés non-aromatiques par rapport à la composition de l’effluent d’hydrogénation (6).
12. Dispositif selon la revendication 11, dans lequel l’unité d’extraction des aromatiques (D) comprend les éléments suivants :
- un extracteur liquide-liquide (T1) adapté pour être alimenté par un flux de solvant (9) et l’effluent d’hydrogénation (6), et adapté pour séparer le raffinât (10) et un extrait (11) concentré en aromatiques par rapport à la composition de l’effluent d’hydrogénation (6) ;
- une section de stripage de l’extrait (T3) adaptée pour être alimenté par l’extrait (11), et adaptée pour séparer un flux gazeux (12) comprenant des composés non-aromatiques et un extrait purifié (13) ; et
- une tour de récupération (T6) adaptée pour être alimenté par l’extrait purifié (13), et adaptée pour séparer des aromatiques de l’extrait purifié (13) pour produire le flux de solvant (9) et des vapeurs de tête comprenant le flux aromatique (17).
13. Dispositif selon la revendication 12, dans lequel l’unité d’extraction des aromatiques (D) comprend en outre au moins un des éléments suivants :
- un extracteur liquide-liquide (T1) adapté pour être alimenté par un flux de solvant (9) comprenant un solvant choisi parmi la liste constituée par l’ethylène glycol, le diethylène glycol, le triéthylène glycol, hexaméthylphosphoramide, le carbonate de propylène, le carbonate d’éthylène, le sulfolane, le 3-methylsulfolane, le N-méthylacétamide, le N,N-diméthylacétamide, la butyrolactone, la 1-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, la caprolactame, le N-méthylformamide, la pyrrolidine-2-one, le furfural, le 1,1,3,3-tétraméthylurée et un mélange de ceux-ci ;
- un condenseur décanteur (CD3) adapté pour être alimenté par le flux gazeux (12), et adapté pour séparer le flux gazeux (12) et produire un flux de recycle de raffinât (15) et une phase aqueuse (14) ; - une tour de lavage à l'eau (T2) adaptée pour être alimentée par de l’eau (7) et le raffinât (10), et adaptée pour laver à l’eau le raffinât (10) et produire un flux non-aromatique (19) et de l'eau de lavage (18) ;
- une section de régénération du solvant adaptée pour être alimentée par au moins une portion du flux de solvant (9), et adaptée pour régénérer la portion du flux de solvant (9) par un entraînement à la vapeur sous vide ;
- un condenseur décanteur (CD6) adapté pour être alimenté par les vapeurs de tête, et adapté pour condenser les vapeurs de tête et produire le flux aromatique (17).
14. Dispositif selon la revendication 13, dans lequel l’unité d’extraction des aromatiques (D) comprend en outre au moins un des éléments suivants :
- un extracteur liquide-liquide (T1) adapté pour être alimenté avec un flux de solvant (9) comprenant un solvant choisi parmi la liste constituée par l’ethylène glycol, le diethylène glycol, le triéthylène glycol, hexaméthylphosphoramide, le carbonate de propylène, le carbonate d’éthylène, le Sulfolane, le 3-methylsulfolane, le N-méthylacétamide, le N,N-diméthylacétamide, la butyrolactone, la 1-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, la caprolactame, le N-méthylformamide, la pyrrolidine-2-one, le furfural, le 1,1,3,3-tétraméthylurée et un mélange de ceux-ci ;
- un extracteur liquide-liquide (T1) adapté pour être alimenté par le flux de recycle de raffinât (15) ;
- une section de stripage de l’eau adaptée pour être alimentée par l’eau de lavage (18) et/ou la phase aqueuse (14), et adaptée pour stripper les composés hydrocarbures de l’eau de lavage (18) et/ou de la phase aqueuse (14) pour produire de l'eau ;
- une tour de récupération des aromatiques (T6) adaptée pour être alimentée par de la vapeur d’eau (8), et adaptée pour produire des vapeurs de tête comprenant en outre de la vapeur d’eau, et un condenseur décanteur (CD6) adapté pour condenser les vapeurs de tête pour produire le flux aromatique (17) et de l’eau décantée (16).
15. Dispositif selon la revendication 14, dans lequel l’unité d’extraction des aromatiques (D) comprend en outre au moins un des éléments suivants :
- un extracteur liquide-liquide (T1) adapté pour être alimenté avec un flux de solvant (9) comprenant du sulfolane et de l’eau ;
- une tour de récupération des aromatiques (T6) adaptée pour être alimentée par l’eau produite par la section de stripage de l’eau.
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