FR3076297A1 - Procede integre d’hydrocraquage deux etapes pour maximiser la production de naphta - Google Patents

Procede integre d’hydrocraquage deux etapes pour maximiser la production de naphta Download PDF

Info

Publication number
FR3076297A1
FR3076297A1 FR1850029A FR1850029A FR3076297A1 FR 3076297 A1 FR3076297 A1 FR 3076297A1 FR 1850029 A FR1850029 A FR 1850029A FR 1850029 A FR1850029 A FR 1850029A FR 3076297 A1 FR3076297 A1 FR 3076297A1
Authority
FR
France
Prior art keywords
hydrogen
hydrocracking
effluent
hydrocarbon
liquid
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Pending
Application number
FR1850029A
Other languages
English (en)
Inventor
Benoit Celse
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
IFP Energies Nouvelles IFPEN
Original Assignee
IFP Energies Nouvelles IFPEN
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by IFP Energies Nouvelles IFPEN filed Critical IFP Energies Nouvelles IFPEN
Priority to FR1850029A priority Critical patent/FR3076297A1/fr
Publication of FR3076297A1 publication Critical patent/FR3076297A1/fr
Pending legal-status Critical Current

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G65/00—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only
    • C10G65/02—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only
    • C10G65/12—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only including cracking steps and other hydrotreatment steps
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G47/00—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions
    • C10G47/02—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions characterised by the catalyst used
    • C10G47/10—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions characterised by the catalyst used with catalysts deposited on a carrier
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
    • C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G7/00—Distillation of hydrocarbon oils
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1074—Vacuum distillates
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/30—Physical properties of feedstocks or products
    • C10G2300/301—Boiling range

Abstract

L'invention concerne un procédé d'hydrocraquage de charges hydrocarbonées de type DSV en mélange avec une charge de type gazole permettant la production améliorée de naphta comprenant a) L'hydrotraitement de la charge DSV opérant, en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement ; b) l'hydrocraquage de l'effluent de a) opérant, en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage, c) la séparation gaz/liquide de l'effluent issu de l'étape b) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène, d) l'envoi de l'effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène dans une étape de compression avant son recycle dans les étapes a) d'hydrotraitement et b) d'hydrocraquage, e) le fractionnement de l'effluent liquide en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d'ébullition inférieurs à 180°C et une fraction liquide non convertie ayant un point d'ébullition supérieurs à 180°C, f) l'hydrocraquage de ladite fraction liquide non convertie issue de l'étape e) opérant, en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydrocraquage, g) l'hydrotraitement de l'effluent issu de l'étape f) en mélange avec une charge liquide hydrocarbonée de type gazole comprenant au moins 60% poids de composés bouillants à une température d'ébullition comprise entre 120 et 400 °C, ladite étape g) d'hydrotraitement opérant en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement.

Description

Art antérieur
Hydrocraquaqe de DSV
L'hydrocraquage de coupes pétrolières lourdes est un procédé clé du raffinage qui permet de produire, à partir de charges lourdes excédentaires et peu valorisables, les fractions plus légères telles que essences, carburéacteurs et gazoles légers que recherche le raffineur pour adapter sa production à la demande.. Un des effluents particulièrement ciblé par le procédé d’hydrocraquage est le heavy naphta (fraction très riche en naphtène et dépourvue de Soufre) qui est utilisé comme base pour la pétrochimie..
Le procédé d’hydrocraquage des distiilats sous vide ou DSV permet de produire des coupes légères (Gasoil, Kérosène, naphtas,...) plus valorisables que le DSV lui-même. Ce procédé catalytique ne permet pas de transformer entièrement le DSV en coupes légères. Après fractionnement, il reste donc une proportion plus ou moins importante de fraction de DSV non convertis nommée UCO ou UnConverted Oil selon la terminologie anglo-saxonne. Pour augmenter la conversion, cette fraction non convertie peut être recyclée à l’entrée du réacteur d’hydrotraitement ou à l’entrée du réacteur d’hydrocraquage. Le recyclage de la fraction non convertie à l’entrée du réacteur d’hydrotraitement ou à l’entrée du réacteur d’hydrocraquage permet à la fois d’augmenter la conversion, mais permet aussi d’augmenter la sélectivité en Heavy Naphta. Une autre manière d’augmenter la conversion en maintenant la sélectivité est d’ajouter un réacteur de conversion ou d’hydrocraquage sur la boucle de recycle de la fraction non convertie vers la section de séparation haute pression. Ce réacteur et le recycle associé constitue une seconde étape d’hydrocraquage. Ce réacteur étant situé en aval de la section de fractionnement, il opère avec très peu de soufre (H2S) et très peu d’azote (ppNH3), ce qui permet d’utiliser éventuellement des catalyseurs moins sensibles à la présence de soufre en augmentant la sélectivité du procédé (catalyseurs à base de métal noble).
En effet, l’hydrocraquage deux étapes, comporte une première étape qui a pour objectif, comme dans le procédé une étape, de réaliser l’hydroraffinage de la charge mais aussi d’atteindre une conversion de cette dernière de l’ordre en général de 30 à 70%. L’effluent issu de la première étape subit ensuite une fractionnement (distillation), qui a pour objectif de séparer les produits de conversion de la fraction non convertie. Dans la deuxième étape d’un procédé d’hydrocraquage 2 étapes, seule la fraction de la charge non convertie lors de la première étape, est traitée. Cette séparation permet à un procédé d’hydrocraquage deux étapes d’être plus sélectif en heavy naphta qu’un procédé en une étape à taux de conversion global équivalent. En effet, la séparation intermédiaire des produits de conversion évite leur sur-craquage” en light naphta et gaz dans la deuxième étape sur le catalyseur d’hydrocraquage. Par ailleurs, il est à noter que la fraction non convertie de la charge traitée dans la deuxième étape contient en général de très faibles teneurs en NH3 ainsi qu’en composés azotés organiques, en général moins de 20 ppm poids voir moins de 10 ppm poids.
Hydrocraquaqe de gazole
Le procédé d’hydrocraquage peut aussi être utilisé avec des charges de type Naphta, Kérosène ou Gazole qui sont directement convertie en heavy naphta. Le principe est le même que pour une charge DSV : enchaînement d’une première étape composée d’un hydrotraitement suivie d’un hydrocraquage. La fraction non convertie UCO est recyclée vers une seconde étape d’hydrocraquage.
L’invention consiste à proposer un nouveau procédé d’hydrocraquage deux étapes permettant de traiter à la fois des charges de type DSV et de type gazole en utilisant au moins une partie du réacteur de la seconde étape d’hydrocraquage pour hydrotraiter la charge gazole en mélange avec la fraction non convertie ou UCO.
Les travaux de recherche du demandeur l'ont conduit à découvrir que le co-traitement du mélange constitué par l’effluent de la seconde étape d’un procédé d’hydrocraquage deux étapes traitant une charge de type DSV, avec une charge de type gazole, dans une étape d’hydrotraitement permet, par rapport au co-traitement d’une charge de type DSV et d’une charge de type gazole, directement en mélange dans un procédé d’hydrocraquage deux étapes, de :
- maximiser le rendement en coupe dite heavy naphta car la partie légère de la coupe gazole est hydrotraitée dans l’étape g) et non sur-craquée,
- pouvoir traiter une grande partie de la charge hydrocarbonée de type gazole dans la deuxième étape d’hydrocraquage f) par le recyclage de l’UCO en amont de ladite deuxième étape d’hydrocraquage f), et donc en absence de ppH2S et ppNH3 ce qui permet de diminuer le volume de catalyseur nécessaire dans la deuxième étape et de favoriser la sélectivité en heavy naphta.
- limiter la concentration en azote et en soufre dans l’étape d’hydrotraitement g) de la charge de type gazole en mélange avec l’effluent de la seconde étape d’hydrocraquage, ce qui optimise ladite étape,
- et en plus d’hydrotraiter la charge de type gazole, de minimiser la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA), ce qui permet de limiter la purge de la bouche de seconde étape d’hydrocraquage et donc d’augmenter la conversion du procédé.
Le procédé selon l’invention permet également par rapport aux procédés dédiés d’hydrocraquage deux étape de DSV et d’hydrocraquage des gazoles fonctionnant séparément, de :
- maximiser le rendement en coupe heavy naphta car la partie légère de la coupe gazole est hydrotraitée dans l’étape g) et non sur-craquée
- réduire l’investissement initial et la consommation de catalyseur notamment dans les étapes a) d’hydrotraitement et b) d’hydrocraquage.
Dans toute la suite du texte on entend par coupe « heavy naphta » selon la terminologie anglosaxonne, la coupe essence lourde issue de la distillation atmosphérique en sortie de l’hydrocraqueur. Ladite coupe comprend avantageusement des composés hydrocarbonés bouillant à une température d’ébullition comprise entre 80 et 200°C et de préférence entre 80 et 180°C.
On entend par coupe « light naphta » selon la terminologie anglo-saxonne, la coupe essence issu de la distillation atmosphérique en sortie de l’hydrocraqueur. Ladite coupe comprend avantageusement des composés hydrocarbonés bouillant à une température d’ébullition comprise entre 30 et 80°C.
Résumé de l’invention
La présente invention concerne un procédé d'hydrocraquage de charges hydrocarbonées contenant des mélanges de DSV contenant 1) au moins 20% volume et de préférence au moins 80% volume de composés bouillant au-dessus de 340°C ; ledit procédé comprenant au moins les étapes suivantes :
a) L’hydrotraitement de ladite charge opérant, en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 8 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L,
b) L’hydrocraquage de l’effluent issu de l’étape a) opérant, en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 8 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L,
c) La séparation gaz/liquide de l’effluent issu de l’étape b) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène,
d) L’envoi de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène dans une étape de compression avant son recycle dans au moins l’étape a) d’hydrotraitement et l’étape b) d’hydrocraquage,
e) Le fractionnement de l’effluent liquide en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d’ébullition inférieurs à 180°C et une fraction liquide non convertie ayant un point d’ébullition supérieurs à 180°C,
f) L’hydrocraquage de ladite fraction liquide non convertie issue de l’étape e) opérant, en présence d'hydrogène et d’un catalyseur d’hydrocraquage, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 8 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L,
g) L’hydrotraitement de l’effluent issu de l’étape f) en mélange avec une charge liquide hydrocarbonée comprenant au moins 60% poids de composés bouillants à une température d'ébullition comprise entre 120 et 400°C, ladite étape g) d’hydrotraitement opérant en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, à une température comprise entre 300 et430°C, sous une pression comprise entre 2 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 8 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L.
Un avantage de la présente invention est de fournir un procédé intégrant un procédé d’hydrocraquage deux étapes d’une charge DSV avec un procédé d’hydrocraquage deux étapes d’une charge de type Gazole, ceci permettant à la fois de maximiser le rendement global dudit procédé intégré en coupe dite « heavy naphta » et de réduire l’investissement initial et la consommation de catalyseur dans la deuxième étape f) d’hydrocraquage.
Un autre avantage de la présente invention est de maximiser le rendement en coupe dite « heavy naphta » car la fraction 80-200 °C de la coupe gazole est hydrogénée et non sur-craquée en light naphta et en gaz.
Un autre avantage de la présente invention est de fournir un procédé permettant par la mise en œuvre d’un co-traitement de l’effluent issu de l’étape d’hydrocraquage f) en mélange avec une charge liquide hydrocarbonée de type gazole dans une étape g) d’hydrotraitement, en aval de l’étape d’hydrocraquage f), qui permet en plus d’hydrotraiter la charge liquide hydrocarbonée de type gazole, de convertir la partie non convertie de l’effluent issu de l’étape d’hydrocraquage f), ce qui permet de réduire la quantité de catalyseur utilisée dans ladite étape f) d’hydrocraquage, à iso conversion par passe de l’étape constituée de la combinaison de la deuxième étape d’hydrocraquage f) et de l’étape g) d’hydrotraitement,
Un autre avantage de la présente invention est de fournir un procédé permettant par la mise en œuvre dudit co-traitement, en plus d’hydrotraiter la charge liquide hydrocarbonée de type gazole, de minimiser la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA). En effet, les HPNA se forme progressivement lors de leur recycle dans de la seconde étape d’hydrocraquage. La mise en œuvre de l’étape g) d’hydrotraitement en aval de l’étape f) d’hydrocraquage permet de limiter la croissance des HPNA en hydrogénant les précurseurs desdits HPNA, c’est-à-dire des HPNA de faible poids moléculaire.
Un autre avantage de la présente invention est de fournir un procédé qui par l’intégration de deux procédés permet la réduction des coûts opératoires et la réduction de la consommation de catalyseur dans la première étape d’hydrocraquage.
Description détaillée de l’invention
Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape a) d’hydrotraitement desdites charges de type DSV opérant, en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L.
Les conditions opératoires telles que température, pression, taux de recyclage d’hydrogène, vitesse spatiale horaire, pourront être très variables en fonction de la nature de la charge, de la qualité des produits désirés et des installations dont dispose le raffineur.
De préférence, l’étape a) d’hydrotraitement selon l'invention opère à une température comprise entre 320 et 450°C, de manière très préférée entre 330 et 435°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, et de manière très préférée entre 6 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1, de manière très préférée entre 0,3 et 5 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure est compris entre 200 et 2000 L/L.
L’effluent de l’étape a) est envoyé vers une étape b) d’hydrocraquage selon l’invention qui opère à une température comprise entre 320 et 450°C, de manière très préférée entre 330 et 435 °C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, et de manière très préférée entre 6 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 6 h-1, de manière très préférée entre 0,3 et 5 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure est compris entre 200 et 2000 L/L.
Ces conditions opératoires utilisées dans l’étape a) du procédé selon l’invention permettent généralement d’atteindre des niveaux d’azote de l’effluent compris entre 0 et 500ppm et préférentiellement entre 5 et 300ppm.
Ces conditions opératoires utilisées dans les étapes a) et b) du procédé selon l’invention permettent d’obtenir des conversions par passe, en produits ayant des points d’ébullition inférieurs à 150O, et mieux inférieurs à 180°C, supérieures à 15%poids et de manière encore plus préférée comprises entre 20 et 95%poids.
Conformément à l’invention, les charges hydrocarbonées traitées dans le procédé selon l’invention et envoyées dans l’étape a) sont choisies parmi les charges hydrocarbonées contenant au moins 20% volume et de préférence au moins 80% volume de composés bouillant au-dessus de 340°C et de préférence entre 370 et 580 °C (c'est-à-dire correspondant à des composés contenant au moins 15 à 20 atomes de carbone).
Lesdites charges hydrocarbonées peuvent avantageusement être choisies parmi les VGO (Vacuum gas oil) selon la terminologie anglo-saxonne ou distillats sous vide (DSV) tels que par exemple les gasoil issus de la distillation directe du brut ou d'unités de conversion telles que le FCC, le coker ou la viscoréduction ainsi que des charges provenant d'unités d'extraction d'aromatiques des bases d’huile lubrifiante ou issues du déparaffinage au solvant des bases d'huile lubrifiante, ou encore des distillats provenant de désulfuration ou d'hydroconversion de RAT (résidus atmosphériques) et/ou de RSV (résidus sous vide), ou encore la charge peut avantageusement être une huile désasphaltée, ou des charges issues de la biomasse ou encore tout mélange des charges précédemment citées. La liste cidessus n'est pas limitative. En général, lesdites charges ont un point d'ébullition initial supérieur à 340°C, et de préférence supérieur à 370°C.
Lesdites charges hydrocarbonées peuvent contenir des hétéroatomes tels que le soufre et l’azote. La teneur en azote est usuellement comprise entre 1 et 8000 ppm poids, plus généralement entre 200 et 5000 ppm poids, et la teneur en soufre entre 0,01 et 6% poids, plus généralement entre 0,2 et 5% et de manière encore plus préférée entre 0,5 et 4 % poids.
Ladite charge traitée dans le procédé selon l’invention et envoyée dans l’étape a) peut éventuellement contenir des métaux. La teneur cumulée en nickel et vanadium des charges traitées dans les procédés selon l'invention est de préférence inférieure à 1 ppm poids.
La teneur en asphaltènes est généralement inférieure à 3000 ppm poids, de manière préférée inférieure à 1000 ppm poids, de manière encore plus préférée inférieure à 200 ppm poids.
Dans le cas où la charge contient des composés de type résines et/ou asphaltènes, il est avantageux de faire passer au préalable la charge sur un lit de catalyseur ou d'adsorbant différent du catalyseur d’hydrocraquage ou d'hydrotraitement.
Conformément à l’invention, l’étape a) d’hydrotraitement opère en présence d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement. De préférence, le catalyseur d’hydrotraitement est choisi parmi les catalyseurs classiques d’hydrotraitement connus de l’Homme du métier.
Conformément à l’invention, l’étape b) d’hydrocraquage opère en présence d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage. De préférence, le catalyseur d’hydrocraquage est choisi parmi les catalyseurs classiques d’hydrocraquage connus de l’Homme du métier.
Les catalyseurs d’hydrocraquage utilisés dans les procédés d’hydrocraquage sont tous du type bifonctionnel associant une fonction acide à une fonction hydrogénante. La fonction acide est apportée par des supports de grandes surfaces (150 à 800 m2.g-1 généralement) présentant une acidité superficielle, telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées notamment), les combinaisons d'oxydes de bore et d'aluminium, les silice-alumines amorphes et les zéolithes. La fonction hydrogénante est apportée soit par un ou plusieurs métaux du groupe VIII de la classification périodique des éléments, soit par une association d'au moins un métal du groupe VIB de la classification périodique et au moins un métal du groupe VIII.
De préférence, le ou les catalyseurs d’hydrocraquage comprennent une fonction hydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIII choisi parmi le fer, le cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium et le platine et de préférence le cobalt et le nickel et/ou au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le chrome, le molybdène et le tungstène, seul ou en mélange et de préférence parmi le molybdène et le tungstène.
De préférence, la teneur en métal du groupe VIII dans le ou les catalyseurs d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,5 et 15% poids et de préférence entre 2 et 10% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes.
De préférence, la teneur en métal du groupe VIB dans le ou les catalyseurs d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 5 et 25% poids et de préférence entre 15 et 22% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes.
Le ou les catalyseurs peuvent également éventuellement au moins un élément promoteur déposé sur le catalyseur et choisi dans le groupe formé par le phosphore, le bore et le silicium, éventuellement au moins un élément du groupe VIIA (chlore, fluor préférés), et éventuellement au moins un élément du groupe VIIB (manganèse préféré), éventuellement au moins un élément du groupe VB (niobium préféré).
De préférence, le ou les catalyseurs d’hydrocraquage comprennent une fonction acide choisie parmi l’alumine, la silice alumine et les zéolithes, de préférence choisies parmi les zéolithes Y et de préférence choisi parmi la silice alumine et les zéolithes.
Un catalyseur préféré comprend et est de préférence constitué au moins un métal du groupe VI et/ou au moins un métal du groupe VIII non noble, et une zéolithe Y et un liant alumine.
Un catalyseur encore plus préféré comprend et est de préférence constitué du nickel, du molybdène, une zéolithe Y et de l’alumine.
Un autre catalyseur préféré comprend et est de préférence constitué de nickel, de tungstène et de l’alumine ou de la silice alumine.
Dans l’étape b) du procédé selon l’invention, la conversion, durant la première étape, en produits ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C, et mieux inférieurs 370°C, est supérieure à 20% et de préférence supérieure à 30% et de manière encore plus préférée comprise entre 30 et 80% et de préférence entre 40 et 60%.
Les charges hydrocarbonées traitées dans le procédé selon l’invention sont envoyées dans l’étape a) d’hydrotraitement avant d’être envoyées dans l’étape b) d’hydrocraquage dudit procédé. Dans cette étape a), lesdites charges sont avantageusement désulfurées et désazotées.
De préférence, ladite étape d’hydrotraitement est avantageusement mise en œuvre dans les conditions classiques d’hydroraffinage et en particulier en présence d’hydrogène et d’un catalyseur d’hydrotraitement et à une température comprise entre 200 et 430°C, sous une pression comprise entre 2 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L.
Des catalyseurs d’hydrotraitement classiques peuvent avantageusement être utilisés, de préférence qui contiennent au moins un support amorphe et au moins un élément hydro-déshydrogénant choisi parmi au moins un élément des groupes VIB et VIII non noble, et le plus souvent au moins un élément du groupe VIB et au moins un élément du groupe VIII non noble.
De préférence, le support amorphe est de l’alumine ou de la silice alumine.
Des catalyseurs préférés sont choisis parmi les catalyseurs NiMo sur alumine et NiMo ou NiW sur silice alumine.
L’effluent issue de l’étape d’hydrotraitement et entrant dans l’étape b) d’hydrocraquage comprend une teneur en azote de préférence inférieure à 500 ppm poids et de préférence inférieure à 30 ppm poids.
L’étape d’hydrotraitement a) et l’étape d’hydrocraquage b) peuvent avantageusement être réalisées dans un même réacteur ou dans des réacteurs différents. Dans le cas où elles sont réalisées dans un même réacteur, le réacteur comprend plusieurs lits catalytiques, les premiers lits catalytiques comprenant le ou les catalyseurs d’hydrotraitement et les lits catalytiques suivants comprenant le ou les catalyseurs d’hydrocraquage.
Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape c) de séparation gaz/liquide de l’effluent issu de l’étape b) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène.
De préférence, l’étape c) de séparation gaz/liquide est mise en œuvre dans un séparateur haute température haute pression opérant à une température comprise entre 50 et 450°C, préférentiellement entre 100 et 400°C, encore plus préférentiellement entre 200 et 300°C, et une pression correspondant à la pression de sortie de b) diminuée des pertes de charges.
Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape d) d’envoi de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène dans une étape de compression avant son recycle dans au moins l’étape a) d’hydrotraitement et b) d’hydrocraquage. Cette étape est nécessaire pour permettre le recycle du gaz en amont c’est-à-dire dans les étapes a) d’hydrotraitement et b) d’hydrocraquage, donc à pression plus élevée.
L’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène peut avantageusement être mélangé avec de l’hydrogène d’appoint avant ou après son introduction dans l’étape d) de compression, de préférence via un compresseur d’hydrogène d’appoint ou de make up selon la terminologie anglo-saxonne.
Selon une variante, une partie de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène comprimé peut également avantageusement être envoyé dans les étapes f) d’hydrocraquage et/ou g) d’hydrotraitement.
Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape e) de fractionnement de l’effluent liquide issu de l’étape b) en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d’ébullition inférieurs à 180°C et une fraction liquide non convertie ayant un point d’ébullition supérieurs à 180°C, également appelée UCO ou « unconverted oil » selon la terminologie anglo saxonne.
De préférence, ladite étape e) de fractionnement comprend une première étape de séparation comprenant un moyen de séparation tel que par exemple un ballon séparateur ou d’une colonne de strippage à la vapeur opérant de préférence à une pression comprise entre 0,5 et 2 MPa, qui a pour but de réaliser une séparation l'hydrogène sulfuré (H2S) d’au moins un effluent hydrocarboné produits durant les étapes a) d’hydrotraitement et b) d’hydrocraquage. L’effluent hydrocarboné, issu de cette première séparation peut avantageusement subir une distillation atmosphérique, et dans certains cas l’association d'une distillation atmosphérique et d'une distillation sous vide. La distillation a pour but de réaliser une séparation entre les produits hydrocarbonés convertis, c'est à dire généralement ayant des points d’ébullition inférieurs à 180°C et une fraction liquide (résidu) non convertie (UCO).
Selon une autre variante, l’étape de fractionnement n’est constituée que d’une colonne de distillation atmosphérique.
Les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d’ébullition inférieurs à 180°C sont avantageusement distillés à pression atmosphérique pour obtenir plusieurs fractions converties à point d'ébullition d'au plus 180O, et de préférence une fraction gaz légers C1-C4 au moins une fraction light naphta et au moins une fraction heavy naphta.
La fraction liquide, résidu non convertie, (UCO) contenant des produits dont le point d’ébullition est supérieur à 180°C et issue de la distillation est au moins en partie et de préférence en totalité introduite dans la deuxième étape d’hydrocraquage f) du procédé selon l'invention.
Une purge peut avantageusement être réalisée sur la fraction liquide résidu afin d’éviter l’accumulation de produits lourds polyaromatiques (HPNA) présents dans la boucle de recycle des coupes lourdes. En effet, les HPNA se forme progressivement lors de leur recycle dans la seconde étape d’hydrocraquage et le recycle de ces composants aromatiques lourds dans la boucle de la seconde étape d’hydrocraquage f) a pour conséquence d’augmenter leur poids moléculaires. La présence des HPNA dans ladite boucle de recycle entraîne à terme une perte de charge importante. Une purge est donc nécessaire afin de limiter l’accumulation de ces produits HPNA.
Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape f) d’hydrocraquage de ladite fraction liquide non convertie issue de l’étape e), éventuellement purgée, opérant en présence d'hydrogène et d’un catalyseur d’hydrocraquage, à une température comprise entre 250 et 480 °C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 8 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L.
De préférence, l’étape f) d’hydrocraquage selon l'invention opère à une température comprise entre 300 et 450°C, de manière très préférée entre 320 et 435°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, et de manière très préférée entre 9 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1, et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure est compris entre 100 et 2000 L/L.
Ces conditions opératoires utilisées dans l’étape f) du procédé selon l’invention permettent généralement d’atteindre des conversions par passe, en produits ayant des points d’ébullition inférieurs à 150°C, de préférence inférieurs à 180°C et de manière préférée inférieurs à 200°C, supérieures à 15%poids et de manière encore plus préférée comprises entre 20 et 80%poids. Néanmoins, la conversion par passe dans l’étape f) est maintenue faible afin de maximiser la sélectivité du procédé en produit ayant des points d’ébullitions compris entre 80 et 180 °C (heavy naphta). La conversion par passe est limitée par l’utilisation d’un taux de recycle élevé sur la boucle de deuxième étape d’hydrocraquage. Ce taux est défini comme le ratio entre le débit d’alimentation de l’étape e) et le débit de la charge de l’étape a), préférentiellement ce ratio est compris entre 0,2 et 4, de manière préférée entre 0,5 et 2.
Conformément à l’invention, l’étape f) d’hydrocraquage opère en présence d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage. De préférence, le catalyseur d’hydrocraquage de deuxième étape est choisi parmi les catalyseurs classiques d’hydrocraquage connus de l’Homme du métier. Le catalyseur d’hydrocraquage utilisé dans ladite étape f) peut être identique ou différent de celui utilisé dans l’étape b) et de préférence différent.
Les catalyseurs d’hydrocraquage utilisés dans les procédés d’hydrocraquage sont tous du type bifonctionnel associant une fonction acide à une fonction hydrogénante. La fonction acide est apportée par des supports de grandes surfaces (150 à 800 m2.g-1 généralement) présentant une acidité superficielle, telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées notamment), les combinaisons d'oxydes de bore et d'aluminium, les silice-alumines amorphes et les zéolithes. La fonction hydrogénante est apportée soit par un ou plusieurs métaux du groupe VIII de la classification périodique des éléments, soit par une association d'au moins un métal du groupe VIB de la classification périodique et au moins un métal du groupe VIII.
De préférence, le ou les catalyseurs d’hydrocraquage utilisé dans l’étape f) comprennent une fonction hydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIII choisi parmi le fer, le cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium et le platine et de préférence le cobalt et le nickel et/ou au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le chrome, le molybdène et le tungstène, seul ou en mélange et de préférence parmi le molybdène et le tungstène.
De préférence, la teneur en métal du groupe VIII dans le ou les catalyseurs d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,5 et 15% poids et de préférence entre 2 et 10% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes.
De préférence, la teneur en métal noble du groupe VIII dans le ou les catalyseurs d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,05 et 2% poids et de préférence entre 0.1 et 1 % poids et de manière très préférée entre 0,2 et 0,5 %, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes.
De préférence, la teneur en métal du groupe VIB dans le ou les catalyseurs d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 5 et 25% poids et de préférence entre 15 et 22% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes.
Le ou les catalyseurs utilisés dans l’étape f) peuvent également éventuellement comprendre au moins un élément promoteur déposé sur le catalyseur et choisi dans le groupe formé par le phosphore, le bore et le silicium, éventuellement au moins un élément du groupe VIIA (chlore, fluor préférés), et éventuellement au moins un élément du groupe VIIB (manganèse préféré), éventuellement au moins un élément du groupe VB (niobium préféré).
De préférence, le ou les catalyseurs d’hydrocraquage utilisés dans l’étape f) comprennent une fonction acide choisie parmi l’alumine, la silice alumine et les zéolithes, de préférence choisies parmi les zéolithes Y et de préférence choisi parmi la silice alumine et les zéolithes.
Un catalyseur préféré utilisé dans l’étape f) comprend et de préférence constitué au moins un métal noble du groupe VIII, une zéolithe Y et de l’alumine.
Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape g) d’hydrotraitement de l’effluent issu de l’étape f) en mélange avec une charge liquide hydrocarbonée comprenant au moins 60% poids de composés bouillants à une température d'ébullition comprise entre 120 et 400°C, de préférence entre 150 et 380°C et de manière préférée comprise entre 200 et 380°C.
De préférence, ladite charge liquide hydrocarbonée traitée dans l’étape g) en mélange avec l’effluent issu de l’étape f) est avantageusement choisie parmi les charges liquides hydrocarbonées issues de la distillation directe d’un pétrole brut (ou straight run selon la terminologie anglo-saxonne) et de préférence choisies parmi le gazole straight run, le Light Vacuum Gasoil Oil (LVGO) selon la terminologie anglo-saxonne ou distillât sous vide légers, et les charges liquides hydrocarbonées issues d’une unité de cokéfaction (coking selon la terminologie anglo-saxonne), de préférence le gazole de coker, d'une unité de viscoréduction (visbreaking selon la terminologie anglo-saxonne), d'une unité de vapocraquage (steam cracking selon la terminologie anglo-saxonne) et/ou d'une unité de craquage catalytique (Fluid Catalytic Cracking selon la terminologie anglo-saxonne), de préférence les LCO (light cycle oil) ou gazoles légers issus d'une unité de craquage catalytique, et une charge gazole issue de la conversion de biomasse (estérification par exemple), et aux charges naphthas craquées (ex-Hoil ou ex-coker) lesdites charges peuvent être prises seules ou en mélange.
Le traitement de l’effluent issu de l’étape f) en mélange avec ladite charge liquide hydrocarbonée dans une étape g) d’hydrotraitement, en aval de l’étape d’hydrocraquage f), permet en plus d’hydrotraiter ladite charge liquide hydrocarbonée pour la craquer dans l’étape f), de minimiser la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA). Minimiser la formation des HPNA permet de minimiser la purge requise sur la fraction liquide, résidu non convertie, (UCO) issue de l’étape e) et donc d’augmenter la conversion globale du procédé. Le taux de purge, correspondant au ratio entre le débit massique du flux de purge et le débit massique de la charge hydrocarbonée entrant dans le procédé selon l’invention est avantageusement compris entre 0 et 2%.
Conformément à l’invention, ladite étape g) opère en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, à une température comprise entre 200 et 390°C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L.
Des catalyseurs d’hydrotraitement classiques peuvent avantageusement être utilisés dans ladite étape g), de préférence qui contiennent au moins un support amorphe et au moins un élément hydrodéshydrogénant choisi parmi au moins un élément des groupes VIB et VIII non noble, et de préférence au moins un élément du groupe VIB et au moins un élément du groupe VIII non noble.
De préférence, le support amorphe est de l’alumine ou de la silice alumine.
Des catalyseurs préférés sont choisis parmi les catalyseurs NiMo ou CoMo sur alumine et NiMo ou NiW sur silice alumine.
De manière surprenante, l’étape d’hydrotraitement g) permet également la conversion de la partie non convertie de l’effluent issu de l’étape d’hydrocraquage f), ce qui permet de réduire la quantité de catalyseur utilisée dans l’étape f) d’hydrocraquage à iso conversion par passe de l’étape constituée par la combinaison de l’étape f) d’hydrocraquage et de l’étape g) d’hydrotraitement Par ailleurs, la présence de l’étape d’hydrotraitement g) augmente la quantité d’hydrogène dans le recycle de la fraction liquide non convertie ayant un point d’ébullition supérieur à 150°C (UCO) vers l’étape f) d’hydrocraquage, ce qui facilite leur conversion dans ladite étape f) et diminue encore ainsi la quantité de catalyseur nécessaire dans ladite étape (à iso-durée de vie).
L’étape d’hydrocraquage f) et l’étape d’hydrotraitement g) peuvent avantageusement être réalisées dans un même réacteur ou dans des réacteurs différents. Dans le cas où elles sont réalisées dans un même réacteur, une injection intermédiaire de la charge liquide hydrocarbonée est avantageusement mise en œuvre entre les différents lits catalytiques. Dans ce cas, le réacteur comprend plusieurs lits catalytiques, les premiers lits catalytiques comprenant le ou les catalyseurs d’hydrocraquage et les lits catalytiques suivants comprenant le ou les catalyseurs d’hydrotraitement.
L’étape g) d’hydrotraitement opère avantageusement à une pression supérieure à la pression de l’effluent issu de l’étape a) d’hydrocraquage.
Ainsi, dans un premier mode de réalisation particulier, au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent issu de l’étape g) d’hydrotraitement peut avantageusement être recyclée dans l’étape c) de séparation gaz/liquide.
Cette configuration permet l’utilisation d’un seul compresseur sur la boucle de recycle de l’hydrogène.
En effet, dans ce cas, le recycle de gaz contenant de l’hydrogène vers l’étape g) est assuré par le même compresseur que le recycle de gaz contenant de l’hydrogène vers les étapes a) et b).
Dans un deuxième mode de réalisation particulier, au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent issu de l’étape g) d’hydrotraitement peut avantageusement être envoyée dans une deuxième étape de séparation gaz/liquide pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène.
De préférence, ladite deuxième étape de séparation gaz/liquide est mise en œuvre dans un séparateur haute température haute pression opérant à une pression et une température compatible avec la température et la pression de sortie de l’étape g). Ladite deuxième étape de séparation est mise en œuvre préférentiellement à une température comprise entre 200 et390°C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa.
Dans ce cas, l’effluent liquide issu de la deuxième étape de séparation peut avantageusement être recyclé dans l’étape f) d’hydrocraquage et/ou dans l’étape g) d’hydrotraitement.
Selon une variante, l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène issu de la deuxième étape de séparation peut avantageusement être envoyé dans l’étape d) de compression. Dans ce cas, le procédé met en œuvre deux séparateurs gaz/liquide et un seul compresseur sur la boucle de recycle de l’hydrogène, ainsi qu’un seul compresseur d’hydrogène d’appoint, ce qui réduit le cout de l’installation.
Selon une autre variante, l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène issu de la deuxième étape de séparation peut être envoyé dans une deuxième étape de compression avant son recycle dans l’étape f) et/ou dans l’étape g).
Description de la figure
La figure 1 illustre un mode de réalisation particulier de l’invention.
La charge hydrocarbonée de type DSV ou VGO (0) entre dans une section d’hydrotraitement (A) correspondant à la désulfuration et à la déazotation de la charge. L’effluent (1) est ensuite envoyé vers une étape B) d’hydrocraquage. Ladite section peut comprendre un ou deux réacteurs d’hydrocraquage R1 et/ou R2 (non représentés sur la figure). L’effluent (2) issu de l’étape B) est envoyé dans un séparateur gaz/liquide C de l’étape c) permettant d’isoler un flux gazeux comprenant de l’hydrogène (7). L’effluent gazeux (7) est envoyé dans un compresseur de recycle D, il est mélangé avec un flux (11) d’appoint d’hydrogène puis recyclé dans les réacteurs d’hydrotraitement (a) et d’hydrocraquage (b) et (c) via les flux (8 et 16).
L’effluent liquide (3) issu du séparateur C alimente une colonne de fractionnement E de l’étape e).
Un effluent comprenant des coupes légères (10), une coupe light naphta (9), et une coupe heavy naphta (8) correspondant au gazole et au kérosène sont séparées dans la colonne de fractionnement. Une coupe fraction liquide non convertie nommée UCO (UnConverted-Oil) (12) est également séparée puis envoyé via le flux (4) dans une seconde section d’hydrocraquage F de l’étape f). Ladite section d’hydrocraquage F comprend un réacteur d’hydrocraquage R3. Une purge (13) est mise en œuvre sur le flux de la fraction liquide non convertie issu de l’étape e).
Une charge liquide hydrocarbonées (14) de type gazole est injectée en aval de la section d’hydrocraquage de l’UCO F de l’étape f) et est traité dans une section G d’hydrotraitement (dé sulfuration et dé-azotation) de l’étape G) en mélange avec l’effluent issu de la section d’hydrocraquage F, i.e. l’UCO hydrocraqué (5). L’effluent (15) est envoyé vers la section de séparation (c).
Les exemples illustrent l’invention sans en limiter la portée.
Exemples :
Exemple 1a : comparatif : procédés dédiés
Cet exemple est un cas de base comparatif dans lequel les procédés d’hydrocraquage de DSV ou VGO et d’hydrodésulfuration des gazoles (GO) sont mis en œuvre dans deux procédés séparés dédiés.
L’unité d’hydrocraquage 1 traite une charge gazole sous vide (VGO). L’unité d’hydrocraquage 2 traite une charge gazole (GO). Les chartes sont décrites dans le tableau 1 :
Type VGO GO
Débit t/h 49 51
Densité t/m3 0,92 0,83
PI TBP °C 300 47
PFTBP °C 552 416
S wt% 2,18 0,68
N wtppm 1800 210
Tableau 1
Conditions opératoires principales • Hydrocraquage de gazole
La charge VGO est injectée dans une étape de préchauffe puis dans une réacteur d’hydrotraitement dans les conditions suivantes énoncées dans le tableau 2 :
Réacteur R1
Température 385
Pression partielle H2 MPa 13 NiMo sur alumine
Catalyseur HR1058
WH h-1 6
Tableau 2
La catalyseur utilisé est un catalyseur NiMo sur alumine de type HR1058 commercialisé par la société Axens.
L’effluent de ce réacteur est ensuite mélangé a un flux d’hydrogène pour être refroidi puis est injecté 5 dans un second réacteur dit d’hydrocraquage R2 opérant dans les conditions du tableau ci-dessous :
Réacteur R2
Température Pression partielle 390
h2 MPa 12,5 Métal sur zéolithe
Catalyseur HYK732
WH h-1 5
Tableau 3
La catalyseur utilisé est un catalyseur métal sur zéolithe de type HYK732 commercialisé par la société Axens.
R1 et R2 constituent la première étape de l’hydrocraqueur, l’effluent de R2 est ensuite envoyé dans 10 une étape de séparation composée d’un train de récupération de chaleur puis de séparation à haute pression incluant un compresseur de recycle et permettant de séparer d’une part l’hydrogène, le sulfure d’hydrogène et l’ammoniaque et d’autre part l’effluent alimentant un strippeur puis une colonne de fractionnement atmosphérique afin de séparer des flux concentré en H2S, naphta, keroséne, gazole a la spécification souhaitée, et une flux lourd non converti. Ce flux lourd non converti est injecté 15 dans une étape de préchauffe puis dans un réacteur d’hydrocraquage R3 constituant la seconde étape d’hydrocraquage. Ce réacteur R3 est mis en œuvre dans les conditions suivantes énoncées dans le tableau ci-dessous.
Réacteur R3
Température Pression partielle °C 390
h2 MPa 12,5 Métal sur zéolithe
Catalyseur HYK732
WH h-1 3
Tableau 4
La catalyseur utilisé est un catalyseur métal sur zéolithe de type HYK732 commercialisé par la société Axens.
L’effluent de R3 est ensuite injecté dans l’étape de séparation à haute pression en aval de la première étape d’hydrocraquage et recyclée. Le débit massique à l’entrée du réacteur R3 est égal au débit massique de la charge VGO, une purge correspondant à 2% massique du débit de la charge VGO est prise en fond de fractionnement sur le flux d’huile non-convertie.
La coupe Heavy Naphta produite dans l’hydrocraqueur et récupérée de la colonne de fractionnement est conforme aux spécifications euro V, en particulier elle possède moins de 1 ppm poids de soufre.
Le rendement en Heavy Naphta de ce procédé est de 72% massique, pour une conversion globale de 98% massique des hydrocarbures dont le point d’ébullition est supérieur à 180°C.
• Hydrocraqueur de VGO
La charge VGO est injectée dans une étape de préchauffe puis dans une réacteur d’hydrotraitement dans les conditions suivantes énoncées dans le tableau 5 :
Réacteur R1
Température 385
Pression partielle H2 MPa 13 NiMo sur alumine
Catalyseur HR1058
WH h-1 0.56
Tableau 5
La catalyseur utilisé est un catalyseur NiMo sur alumine de type HR1058 commercialisé par la société Axens.
L’effluent de ce réacteur est ensuite mélangé a un flux d’hydrogène pour être refroidi puis est injecté dans un second réacteur dit d’hydrocraquage R2 opérant dans les conditions du tableau 6 :
Réacteur R2
Température Pression partielle 390
h2 MPa 12,5 Métal sur zéolithe
Catalyseur HYK732
WH h-1 1.27
Tableau 6
La catalyseur utilisé est un catalyseur métal sur zéolithe de type HYK732 commercialisé par la société
Axens.
R1 et R2 constituent la première étape de l’hydrocraqueur, l’effluent de R2 est ensuite envoyé dans une étape de séparation composée d’un train de récupération de chaleur puis de séparation à haute pression incluant un compresseur de recycle et permettant de séparer d’une part l’hydrogène, le sulfure d’hydrogène et l’ammoniaque et d’autre part l’effluent alimentant un stripeur puis une colonne de fractionnement atmosphérique afin de séparer des flux concentré en H2S, naphta, kérosène, gazole a la spécification souhaitée, et une flux lourd non converti. Ce flux lourd non converti est injecté dans une étape de préchauffe puis dans un réacteur d’hydrocraquage R3 constituant la seconde étape d’hydrocraquage. Ce réacteur R3 est mis en œuvre dans les conditions suivantes énoncées dans le tableau ci-dessous.
Réacteur R3
Température Pression partielle °C 390
h2 MPa 12,5 Métal sur zéolithe
Catalyseur HYK732
WH h-1 3
Tableau 7
La catalyseur utilisé est un catalyseur métal sur zéolithe de type HYK732 commercialisé par la société Axens.
L’effluent de R3 est ensuite injecté dans l’étape de séparation à haute pression en aval de la première étape d’hydrocraquage et recyclée. Le débit massique à l’entrée du réacteur R3 est égal au débit massique de la charge VGO, une purge correspondant à 2% massique du débit de la charge VGO est prise en fond de fractionnement sur le flux d’huile non-convertie.
La coupe Heavy Naphta produite dans l’hydrocraqueur et récupérée de la colonne de fractionnement est conforme aux spécifications euro V, en particulier elle possède moins de 1 ppm poids de soufre.
Le rendement en Heavy Naphta de ce procédé est de 72% massique, pour une conversion globale de 98% massique des hydrocarbures dont le point d’ébullition est supérieur à 180°C.
* Résultats globaux
Le rendement en Heavy Naphta de ce procédé est de 70% massique, pour une conversion globale de 5 98% massique des hydrocarbures dont le point d’ébullition est supérieur à 180°C.
Le volume total de catalyseur nécessaire pour ce schéma est 181 m3.
Exemple 1b : co-traitement d’une charge DSV et d’une charge gazole dans un procédé d’hvdrocraguaoe deux étapes.
Cet exemple est un cas de base comparatif dans lequel les réactions d’hydrocraquage de DSV ou 10 VGO et de gazole (GO) sont mis en œuvre dans un seul procédé d’hydrocraquage deux étapes (cotraitement des deux charges).
Charges
L’unité d’hydrocraquage traite une charge distillât sous vide (VGO) en mélange avec une charge gazole (GO) Les caractéristiques des charges (VGO) et (GO) sont données dans le tableau ci15 dessous (elles sont identiques au Tableau 1 ).
Type VGO GO
Débit t/h 49 51
Densité t/m3 0,92 0,83
PI TBP °C 300 47
PFTBP °C 552 416
S wt% 2,18 0,68
N wtppm 1800 210
Tableau 8
Conditions opératoires principales
Le mélange des deux charges VGO et GO est injecté dans une étape de préchauffe puis dans un réacteur d’hydrotraitement R1 opérant dans les conditions ci-dessous :
Réacteur R1
Température Ό 385
Pression partielle H2 MPa 13 NiMo sur alumine
Catalyseur HR1058
WH h-1 0.9
Tableau 9
L’effluent du réacteur R1 est ensuite mélangé à un flux d’hydrogène pour être refroidi puis est injecté dans un second réacteur dit d’hydrocraquage R2 opérant dans des conditions ci-dessous :
Réacteur R2
Température Pression partielle Ό 390
h2 MPa 12,5 Métal sur zéolithe
Catalyseur HYK732
WH h-1 1.77
Tableau 10
R1 et R2 constituent la première étape de l’hydrocraqueur, l’effluent du réacteur R2 est ensuite envoyé dans une étape de séparation composée d’un train de récupération de chaleur puis de séparation à haute pression incluant un compresseur de recycle et permettant de séparer d’une part l’hydrogène, le sulfure d’hydrogène et l’ammoniaque et d’autre part l’effluent alimentant un strippeur puis une colonne de fractionnement atmosphérique afin de séparer des flux concentré en H2S, light 10 naphta, heavy naphta, a la spécification souhaitée, et une flux lourd non converti. Ce flux lourd non converti est injecté dans une étape de préchauffe puis dans un réacteur d’hydrocraquage R3 constituant la seconde étape d’hydrocraquage. Ce réacteur R3 est mis en œuvre dans les mêmes conditions que celles mises en œuvre dans l’exemple 1a) et sont décrites dans le tableau ci-dessous :
Réacteur R3
Température Pression partielle °C 395
h2 MPa 12,5 Pt sur zéolithe
Catalyseur HYK732
WH h-1 5.32
Tableau 11
L’effluent du réacteur R3 est ensuite injecté dans l’étape de séparation à haute pression en aval de la première étape d’hydrocraquage et recyclée. Le débit massique à l’entrée du réacteur R3 est égal au débit massique de la charge VGO+GO, une purge correspondant à 2% massique du débit de la charge VGO+GO est prise en fond de fractionnement sur le flux d’huile non-convertie.
La coupe heavy naphta produit dans l’hydrocraqueur et récupérée de la colonne de fractionnement est conforme aux spécifications euro V, en particulier elle possède moins de 1ppm poids de soufre. Elle peut donc être envoyée au complexe aromatique pour convertir les naphtènes vers les aromatiques.
Le rendement en distillât moyens de ce procédé est de 70% massique, pour une conversion globale de 98% massique des hydrocarbures dont le point d’ébullition est supérieur à 180O.
Le volume total de catalyseur nécessaire pour ce schéma est 186m3.
Exemple 2 : Selon l’invention
Cet exemple est un schéma conforme à l’invention dans lequel l’hydrotraitement des gazoles a lieu en co-processing avec l’effluent de seconde étape d’hydrocraquage (donc avec de l’UCO hydrocraqué). Ce schéma se compose donc d’un unique hydrocraqueur deux étapes (il n’y a pas de procédé dédié à l’hydrocraquage des gazoles).
Charges
La charge de type VGO (cf. tableau 8) est envoyée dans la première étape du procédé ((a) et b)) selon l’exemple 1. R1 et R2 opère sur la même charge VGO ou DSV pure décrite dans le tableau 8 dans les conditions opératoires énoncées ci-dessous.
Conditions opératoires
La charge VGO est injectée dans une étape de préchauffe puis dans une réacteur d’hydrotraitement dans les conditions suivantes énoncées dans le tableau ci-dessous (mêmes conditions que l’exemple 1a)
Réacteur R1
Température Ό 385
Pression partielle H2 MPa 13 NiMo sur alumine
Catalyseur HR1058
WH h-1 0.56
Tableau 12
La catalyseur utilisé est un catalyseur NiMo sur alumine de type HR1058 commercialisé par la société Axens.
L’effluent de ce réacteur est ensuite mélangé a un flux d’hydrogène pour être refroidi puis est injecté dans un second réacteur dit d’hydrocraquage R2 opérant dans les conditions du tableau ci-dessous (mêmes conditions que l’exemple 1a):
Réacteur R2
Température Pression partielle Ό 390
h2 MPa 12,5 Métal sur zéolithe
Catalyseur HYK732
WH h-1 1.27
Tableau 13
Le catalyseur utilisé est un catalyseur métal sur zéolithe de type HYK732 commercialisé par la société Axens.
R1 et R2 constituent la première étape de l’hydrocraqueur.
L’effluent du réacteur R2 est ensuite envoyé dans une étape c) de séparation composée d’un train de récupération de chaleur puis de séparation à haute pression incluant un compresseur de recycle (étape d) et permettant de séparer d’une part l’hydrogène, le sulfure d’hydrogène et l’ammoniaque et d’autre part l’effluent alimentant un strippeur puis une colonne de fractionnement atmosphérique (étape e) afin de séparer des flux concentré en H2S, naphta, kérosène, gazole a la spécification souhaitée, et une fraction liquide lourde non converti (UCO) ayant un point d’ébullition supérieur à 180°C. Ce flux lourd non converti est injecté dans une étape de préchauffe puis dans un réacteur d’hydrocraquage R3 constituant la seconde étape d’hydrocraquage f). Ce réacteur est opéré dans les conditions suivantes énoncées au tableau ci-dessous :
Réacteur R3
Température °C Pression partielle H2 MPa Catalyseur WH h-1 390 12,5 Métal Noble (Pt) sur zéolithe 5.9
Tableau 14
Le catalyseur utilisé est un catalyseur métal sur zéolithe de type HYK732 commercialisé par la société Axens.
L’effluent du réacteur R3 est ensuite mélangé à une charge GO identique à celle de l’exemple 1 (cf.
Tableau 8). Cette charge GO a été préalablement préchauffée par un moyen connu de l’homme du métier, par intégration thermique avec un autre flux du procédé. Le mélange effluent du réacteur R3 et la charge GO est ensuite injecté dans un réacteur d’hydrotraitement R4 (étape g) dont la cible est l’hydrotraitement du GO pour qu’il puisse être craqué dans l’étape e). Les conditions opératoires de ce réacteur sont les suivantes énoncées au tableau 15 :
Réacteur R4
Température Pression partielle °C 390
h2 MPa 12,5 NiMo sur alumine
Catalyseur HR1058
WH h-1 6
Tableau 15
La catalyseur utilisé est un catalyseur NiMo sur alumine de type HR1058 commercialisé par la société Axens.
L’effluent du réacteur R4 (étape g) est ensuite injecté dans l’étape de séparation à haute pression c) en aval de la première étape d’hydrocraquage b) et recyclée. Le débit massique à l’entrée du réacteur R3 est égal au débit massique de la charge VGO, une purge correspondant à 1% massique du débit de la charge VGO est prise en fond de fractionnement sur le flux d’huile non-convertie.
La coupe distillât produite récupérée de la colonne de fractionnement est conforme aux spécification euro V, en particulier elle possède moins de 1 ppm poids de soufre.
Résultats
Le rendement en heavy naphta de ce procédé est de 74% massique, pour une conversion globale de 99% massique des hydrocarbures dont le point d’ébullition est supérieur à 180°C.
Le volume total de catalyseur nécessaire pour ce schéma est 177m3.
De manière inattendue, la mise en œuvre du réacteur R4 de l’étape g) dans les conditions opératoires énoncées permet, par rapport au procédés dédiés de l’exemple 1 a) de :
Maximiser le rendement en heavy naphta par hydrogénation de la coupe gazole (et non surcraquage) réduire l’investissement initial et la consommation de catalyseur dans la deuxième étape f) d’hydrocraquage, ce qui se traduit par une réduction du volume total de catalyseur nécessaire pour l’ensemble du procédé et une baisse des investissements, en plus d’hydrotraiter la charge de type gazole, de minimiser la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA), ce qui se traduit par la limitation de la purge de la bouche de seconde étape d’hydrocraquage et donc d’augmenter la conversion du procédé et par rapport au co-t.raitement d’une charge DSV et d’une charge GO dans un procédé d’hydrocraquage deux étapes :
de limiter le craquage de la charge de type gazole dans le craquage de la première étape (b) ce qui se traduit par l’augmentation du rendement en Heavy Naphta, en plus d’hydrotraiter la charge de type gazole, de minimiser la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA), ce qui se traduit par la limitation de la purge de la bouche de 5 seconde étape d’hydrocraquage et donc d’augmenter la conversion du procédé, et en plus d’hydrotraiter la charge de type gazole, de convertir la partie non convertie issue de la deuxième étape d’hydrocraquage f), ce qui se traduit par la réduction de la quantité de catalyseur utilisée dans ladite étape f) d’hydrocraquage, à iso conversion par passe de l’étape constituée de la combinaison de la deuxième étape d’hydrocraquage f) et de l’étape g) d’hydrotraitement.

Claims (13)

  1. REVENDICATIONS
    1. Procédé d’hydrocraquage de charges hydrocarbonées contenant au moins 20% volume de composés bouillant au-dessus de 340°C, ledit procédé comprenant au moins les étapes suivantes :
    a) L’hydrotraitement de ladite charge opérant, en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 8 h’1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L,
    b) L’hydrocraquage de l’effluent issu de l’étape a) opérant, en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 8 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L,
    c) La séparation gaz/liquide de l’effluent issu de l'étape b) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène,
    d) L'envoi de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène dans une étape de compression avant son recycle dans au moins l’étape a) d’hydrotraitement et l’étape b) d’hydrocraquage,
    e) Le fractionnement de l’effluent liquide en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d’ébullition inférieurs à 180°C et une fraction liquide non convertie ayant un point d’ébullition supérieurs à 180°C,
    f) L’hydrocraquage de ladite fraction liquide non convertie issue de l’étape e) opérant, en présence d’hydrogène et d’un catalyseur d’hydrocraquage, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 8 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L,
    g) L’hydrotraitement de l’effluent issu de l’étape f) en mélange avec une charge liquide hydrocarbonée comprenant au moins 60% poids de composés bouillants à une température d'ébullition comprise entre 120 et 400°C, ladite étape g) d’hydrotraitement opérant en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, à une température comprise entre 300 et 430°C, sous une pression comprise entre 2 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 8 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L.
  2. 2. Procédé selon la revendication 1 dans lequel les charges hydrocarbonées traitées dans ledit procédé et envoyées dans l’étape a) sont choisies parmi les charges hydrocarbonées contenant au moins 80% volume de composés bouillant entre 370 et 580 °C.
  3. 3. Procédé selon l’une des revendications 1 ou 2 dans lequel les charges hydrocarbonées traitées dans ledit procédé et envoyées dans l’étape a) sont choisies parmi les distillats sous vide (DSV) choisis parmi les gasoil issus de la distillation directe du brut ou d'unités de conversion et les distillats provenant de désulfuration ou d'hydroconversion de résidus atmosphériques et/ou de résidus sous vide, les huiles désasphaltées, et les charges issues de la biomasse ou encore tout mélange des charges précédemment citées.
  4. 4. Procédé selon l’une des revendications 1 à 3 dans lequel l’étape b) d’hydrocraquage opère à une température comprise entre 320 et 450°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 6 h-1, et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure est compris entre 200 et 2000 L/L.
  5. 5. Procédé selon l’une des revendications 1 à 4 dans lequel une purge est réalisée sur la fraction liquide non convertie ayant un point d’ébullition supérieurs à 180°C.
  6. 6. Procédé selon l’une des revendications 1 à 5 dans lequel l’étape f) d’hydrocraquage opère à une température comprise entre 300 et 450oC, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1, et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure est compris entre 100 et 2000 L/L.
  7. 7. Procédé selon l’une des revendications 1 à 6 dans lequel la charge liquide hydrocarbonée utilisée dans l’étape g) comprend au moins 60% poids de composés bouillants à une température d'ébullition comprise entre 150 et 380°C.
  8. 8. Procédé selon l’une des revendications 1 à 7 dans lequel ladite charge liquide hydrocarbonée traitée dans l’étape f) en mélange avec l’effluent issu de l’étape e) est choisie parmi le gazole issu de la distillation du pétrole ou straight run selon la terminologie anglo-saxonne, le Light Vacuum Gasoil Oil (LVGO) selon la terminologie anglo-saxonne ou distillât sous vide légers, et les charges liquides hydrocarbonées issues d’une unité de cokéfaction (coking selon la terminologie anglo-saxonne), de préférence le gazole de cokéfaction ou coker selon la terminologie anglo-saxonne, d'une unité de viscoréduction (visbreaking selon la terminologie anglo-saxonne), d'une unité de vapocraquage (steam cracking selon la terminologie anglosaxonne) et/ou d'une unité de craquage catalytique (Fluid Catalytic Cracking selon la terminologie anglo-saxonne), de préférence les LCO (light cycle oil) ou gazoles légers issus d'une unité de craquage catalytique, et une charge gazole issue de la conversion de biomasse.
  9. 9. Procédé selon l’une des revendications 1 à 8 dans lequel au moins une partie de l’effluent issu de l’étape g) d’hydrotraitement est recyclée dans l’étape c) de séparation gaz/liquide.
  10. 10. Procédé selon l’une des revendications 1 à 9 dans lequel au moins une partie de l’effluent issu de l’étape g) d’hydrotraitement est envoyée dans une deuxième étape de séparation gaz/liquide pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène.
  11. 11. Procédé selon la revendication 10 dans lequel l’effluent liquide issu de la deuxième étape de séparation est recyclé dans l’étape f) d’hydrocraquage et/ou dans l’étape g) d’hydrotraitement.
  12. 12. Procédé selon l’une des revendications 10 ou 11 dans lequel l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène issu de la deuxième étape de séparation est envoyé dans l’étape d) de compression.
  13. 13. Procédé selon l’une des revendications 10 ou 11 dans l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène issu de la deuxième étape de séparation peut être envoyé dans une deuxième étape de compression avant son recycle dans l’étape f) et/ou dans l’étape g).
FR1850029A 2018-01-04 2018-01-04 Procede integre d’hydrocraquage deux etapes pour maximiser la production de naphta Pending FR3076297A1 (fr)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
FR1850029A FR3076297A1 (fr) 2018-01-04 2018-01-04 Procede integre d’hydrocraquage deux etapes pour maximiser la production de naphta

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
FR1850029 2018-01-04
FR1850029A FR3076297A1 (fr) 2018-01-04 2018-01-04 Procede integre d’hydrocraquage deux etapes pour maximiser la production de naphta

Publications (1)

Publication Number Publication Date
FR3076297A1 true FR3076297A1 (fr) 2019-07-05

Family

ID=62222806

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
FR1850029A Pending FR3076297A1 (fr) 2018-01-04 2018-01-04 Procede integre d’hydrocraquage deux etapes pour maximiser la production de naphta

Country Status (1)

Country Link
FR (1) FR3076297A1 (fr)

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR3104606A1 (fr) * 2019-12-17 2021-06-18 IFP Energies Nouvelles Procédé intégré d’hydrocraquage en lit fixe et d’hydroconversion en lit bouillonnant avec un recyclage de l’hydrogène optimisé
FR3136477A1 (fr) 2022-06-14 2023-12-15 IFP Energies Nouvelles Procédé d'hydrocraquage avec gestion du recyclage optimisée pour la production de naphta

Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR2764902A1 (fr) * 1997-06-24 1998-12-24 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de fractions lourdes petrolieres comprenant une etape de conversion en lit bouillonnant et une etape d'hydrocraquage
FR2983866A1 (fr) * 2011-12-07 2013-06-14 IFP Energies Nouvelles Procede d'hydroconversion de charges petrolieres en lits fixes pour la production de fiouls a basse teneur en soufre

Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR2764902A1 (fr) * 1997-06-24 1998-12-24 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de fractions lourdes petrolieres comprenant une etape de conversion en lit bouillonnant et une etape d'hydrocraquage
FR2983866A1 (fr) * 2011-12-07 2013-06-14 IFP Energies Nouvelles Procede d'hydroconversion de charges petrolieres en lits fixes pour la production de fiouls a basse teneur en soufre

Cited By (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR3104606A1 (fr) * 2019-12-17 2021-06-18 IFP Energies Nouvelles Procédé intégré d’hydrocraquage en lit fixe et d’hydroconversion en lit bouillonnant avec un recyclage de l’hydrogène optimisé
FR3136477A1 (fr) 2022-06-14 2023-12-15 IFP Energies Nouvelles Procédé d'hydrocraquage avec gestion du recyclage optimisée pour la production de naphta
WO2023241930A1 (fr) 2022-06-14 2023-12-21 IFP Energies Nouvelles Procédé d'hydrocraquage avec gestion du recyclage optimisée pour la production de naphta

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EP3415588B1 (fr) Procede integre d'hydrocraquage deux etapes et d'un procede d'hydrotraitement
CA2854429C (fr) Procede d'hydroconversion de charges petrolieres en lits fixes pour la production de fiouls a basse teneur en soufre
EP3255123B1 (fr) Procédé de conversion comprenant au moins une étape d'hydrotraitement en lit fixe et une étape d'hydrocraquage en réacteurs by passables
FR3014897A1 (fr) Nouveau procede integre de traitement de charges petrolieres pour la production de fiouls a basse teneur en soufre et en sediments
EP3018189B1 (fr) Procede de conversion de charges petrolieres comprenant une etape de viscoreduction, une etape de maturation et une etape de separation des sediments pour la production de fiouls a basse teneur en sediments
FR3014111A1 (fr) Procede de raffinage d'une charge hydrocarbonee lourde mettant en œuvre un desasphaltage selectif en cascade
FR3067037A1 (fr) Procede de conversion comprenant un hydrotraitement en lit fixe, une separation d'un distillat sous vide, une etape d'hydrocraquage de distillat sous vide
FR3067036A1 (fr) Procede de conversion comprenant un hydrotraitement en lit fixe, une separation d'un distillat sous vide, une etape d'hydrotraitement de distillat sous vide
CA2915282A1 (fr) Procede de conversion profonde de residus maximisant le rendement en essence
WO2019134811A1 (fr) Procede d'hydrocraquage deux etapes comprenant au moins une etape de separation haute pression a chaud
FR3091533A1 (fr) Procede d’ hydrocraquage en deux etapes pour la production de naphta comprenant une etape d’hydrogenation mise en œuvre en amont de la deuxieme etape d’hydrocraquage
FR3076297A1 (fr) Procede integre d’hydrocraquage deux etapes pour maximiser la production de naphta
WO2020144095A1 (fr) Procede d' hydrocraquage en deux etapes pour la production de naphta comprenant une etape d'hydrogenation mise en œuvre en aval de la deuxieme etape d'hydrocraquage
WO2010004127A2 (fr) Procede de conversion comprenant une viscoreduction de residu puis un desasphaltage et une hydroconversion
FR3083243A1 (fr) Procede integre d'hydrocraquage deux etapes et d'un procede d'hydrotraitement a circulation d'hydrogene inversee
WO2020144097A1 (fr) Procede d'hydrocraquage en deux etapes comprenant une etape d'hydrogenation en aval de la deuxieme etape d'hydrocraquage pour la production de distillats moyens
WO2020144096A1 (fr) Procede d'hydrocraquage en deux etapes comprenant une etape d'hydrogenation en amont de la deuxieme etape d'hydrocraquage pour la production de distillats moyens
FR3084372A1 (fr) Procede de traitement d'une charge hydrocarbonee lourde comprenant un hydrotraitement en lit fixe, deux desasphaltages et un hydrocraquage en lit bouillonnant de l'asphalte
FR3071847A1 (fr) Procede de production de distillats moyens par hydrocraquage de distillats sous vide comprenant un procede d'hydrotraitement/hydroisomerisation integre au procede d'hydrocraquage
EP3824049B1 (fr) Procede d'hydrocraquage en deux etapes utilisant une colonne de distillation a cloison
FR3084371A1 (fr) Procede de traitement d'une charge hydrocarbonee lourde comprenant un hydrotraitement en lit fixe, un desasphaltage et un hydrocraquage en lit bouillonnant de l'asphalte
FR3071845A1 (fr) Procede integre de production de distillat moyen avec une boucle de recycle sur l'hydrotraitement
WO2023241930A1 (fr) Procédé d'hydrocraquage avec gestion du recyclage optimisée pour la production de naphta
FR3076295A1 (fr) Procede d'hydrotraitement de distillats sous vide comprenant un recyclage de la fraction non convertie
FR3071846A1 (fr) Procede de production ameliore de distillats moyens par hydrocraquage de distillats sous vide comprenant un procede d'isomerisation integre au procede d'hydrocraquage

Legal Events

Date Code Title Description
PLFP Fee payment

Year of fee payment: 2

PLSC Publication of the preliminary search report

Effective date: 20190705

RX Complete rejection

Effective date: 20200529