FR3089519A1 - Procédé amélioré de conversion d’une charge lourde en distillats moyens faisant appel à un enchainement d’unités d’hydrocraquage, de craquage catalytique de naphta et d’oligomérisation - Google Patents
Procédé amélioré de conversion d’une charge lourde en distillats moyens faisant appel à un enchainement d’unités d’hydrocraquage, de craquage catalytique de naphta et d’oligomérisation Download PDFInfo
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Abstract
La présente invention concerne un procédé de production de distillats moyens comprenant une étape d’hydrotraitement suivie de l’hydrocraquage d’une charge hydrocarbonée de type VGO, une séparation de l’effluent issu de l’étape d’hydrocraquage, et l’envoi de l’effluent léger séparé ayant un point d’ébullition final inférieur à 250°C dans une étape de production d’oléfine, c’est-à-dire une étape de NCC ou craquage catalytique de naphtas. Au moins une partie de l’effluent issu de l’étape de production d’oléfines est ensuite envoyé dans une étape d’oligomérisation suivie d’une étape d’hydrogénation des oléfines obtenue pour produire des distillats moyens. Figure 1 à publier
Description
Description
Titre de l'invention : procédé amélioré de conversion d’une charge lourde en distillats moyens faisant appel à un enchaînement d’unités d’hydrocraquage, de craquage catalytique de naphta et d’oligomérisation
Domaine technique
[0001] 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 ou coupes, plus légères telles que les naphtas, les kérosènes et les gazoles qui servent de base à la production des carburants commerciales, telles que les essences, les carburéacteurs et les gazoles (Diesel selon la terminologie anglo-saxonne) que recherche le raffineur pour adapter sa production à la demande. Certains procédés d’hydrocraquage permettent d'obtenir également un résidu fortement purifié pouvant constituer d'excellentes bases pour huiles. Un des effluents particulièrement ciblé par le procédé d’hydrocraquage est le distillât moyen (fraction qui contient la coupe gazole et la coupe kérosène) c'est-à-dire de coupes à point d'ébullition initial d'au moins 150°C et final allant jusqu'à avant le point d'ébullition initial du résidu, par exemple inférieur à 340°C, ou encore à 370°C. De préférence, le distillât moyen correspond à la coupe 150-370°C, et de manière préféré à une coupe ayant un point d’ébullition T5 > 150°C et un T95 <370°C, c’est-à-dire que 95% en volume des composés présent dans ladite coupe ont un point d’ébullition supérieur à 150°C et que 95% en volume des composés présent dans ladite coupe ont un point d’ébullition inférieur à 370°C.
[0002] L’hydrocraquage est un procédé qui tire sa flexibilité de trois éléments principaux qui sont, les conditions opératoires utilisées, les types de catalyseurs employés et le fait que l’hydrocraquage de charges hydrocarbonées peut être réalisé en une ou en deux étapes.
[0003] En effet, l’hydrocraquage est un procédé qui peut se décliner sous différentes versions qui sont pour les principales :
[0004] L’hydrocraquage en une étape, qui comporte en premier lieu et de façon générale un hydrotraitement poussé qui a pour but de réaliser une hydrodésazotation et une désulfuration poussées de la charge avant que celle-ci ne soit envoyée sur le catalyseur d’hydrocraquage proprement dit, en particulier dans le cas où celui-ci comporte une zéolithe. Cet hydrotraitement poussé de la charge n’entraîne qu’une conversion limitée de la charge, en fractions plus légères, qui reste insuffisante et doit donc être complétée sur le catalyseur d’hydrocraquage plus actif. Cependant, il est à noter qu’aucune séparation n’intervient entre les deux types de catalyseurs. La totalité de l’effluent en sortie de réacteur est injectée sur le catalyseur d’hydrocraquage proprement dit et ce n’est qu’ensuite qu’une séparation des produits formés est réalisée. Cette version de l’hydrocraquage une étape encore appelée ‘Once Through” possède une variante qui présente un recyclage de la fraction non convertie vers l’entrée de l’étape d’hydrotraitement ou de l’étape d’hydrocraquage en vue d'une conversion plus poussée de la charge.
[0005] 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 40 à 60%. L’effluent issu de la première étape subit ensuite une séparation (distillation) appelée le plus souvent séparation intermédiaire, 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 diesel qu’un procédé en une étape. En effet, la séparation intermédiaire des produits de conversion évite leur ‘’sur-craquage” en 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 voire moins de 10 ppm poids.
[0006] De façon classique, le procédé 2 étapes peut être réalisé avec soit une séparation intermédiaire après l'hydroraffinage, dans un procédé comportant un réacteur d'hydroraffinage et un réacteur d’hydrocraquage, soit avec une séparation intermédiaire entre le premier et le deuxième réacteur d’hydrocraquage dans un procédé comportant en série les réacteurs d'hydroraffinage, 1er hydrocraquage, 2ème hydrocraquage.
[0007] En particulier, l’hydrocraquage des distillais sous vide ou DSV permet de produire des coupes légères (Naphtas, Kérosènes, Gazoles,...) plus valorisables que le DSV luimême. 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 dans le cas où il s’agit d’un procédé d’hydrocraquage 1 étape ou à l’entrée d’un deuxième réacteur d’hydrocraquage traitant la fraction non convertie à Tissue de l’étape de fractionnement, dans le cas où il s’agit d’un procédé d’hydrocraquage 2 étapes. Le fractionnement en sortie d’unité permet de séparer cette coupe lourde du naphta et des effluents gazeux légers (light ends selon la terminologie anglo-saxonne) ainsi que des coupes à plus haute valeur comme le gazole et le kérosène (nommés distillais moyens).
[0008] Les catalyseurs utilisés en 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-l généralement) présentant une acidité importante, 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, mise en œuvre en présence de soufre. L'équilibre entre les deux fonctions acide et hydrogénante régit l'activité et la sélectivité du catalyseur. Toutefois, même en disposant d’un catalyseur d’hydrocraquage très sélectif, il est difficile de conjuguer activité et sélectivité, par exemple les catalyseurs à base de silice-alumine sont connus pour être plus sélectif en distillais moyens que les zéolithes mais ils sont également beaucoup moins actifs. En outre, quel que soit le catalyseur, dès que les conversions en DSV sont élevées, un phénomène de surcraquage opère sur le catalyseur menant à une augmentation des produits orientés vers l’essence.
[0009] La présente invention concerne un procédé de production de distillais moyens comprenant une étape d’hydrotraitement suivie de Thydrocraquage d’une charge hydrocarbonée de type VGO, une séparation de l’effluent issu de l’étape d’hydrocraquage, et l’envoi de l’effluent léger séparé ayant un point d’ébullition compris entre 50 et 250°C dans une étape de production d’oléfine, c’est-à-dire une étape de NCC ou craquage catalytique de naphtas (NCC, naphtha catalytic cracking selon la terminologie anglo-saxonne). Au moins une partie de l’effluent issu de NCC est ensuite envoyé dans une étape d’oligomérisation suivie d’une étape d’hydrogénation des oléfines obtenue pour produire des distillais moyens.
[0010] La présente invention permet la production de distillais moyens avec un rendement et une sélectivité maximisée par rapport à une procédé d’hydrocraquage une ou deux étapes classique.
[0011] La présente invention permet également de produire une coupe distillais moyens et en particulier gazole respectant les spécifications commerciales du gazole routier en terme de teneur en soufre, de densité et d’indice de cétane, ce qui n’est pas le cas de la mise en œuvre d’un enchaînement d’une étape de ECC suivi d’une unité d’oligomérisation selon l’art antérieur.
Technique antérieure
[0012] Le brevet ER 2 968 010 B1 décrit un procédé d'enchaînement comprenant une étape de craquage catalytique et une étape d'oligomérisation. Cette demande décrit un procédé de conversion d'une charge lourde permettant d'améliorer la sélectivité en distillât moyen. Le procédé fait appel à une unité de craquage catalytique suivie d'une ou plusieurs unités d'oligomérisation d'oléfines à nombre d'atomes de carbone allant de C2 à C9 permettant de produire préférentiellement une coupe distillât moyen additionnelle. La partie légère de l'oligomérat produit et non incorporable dans la coupe distillât moyen est recyclée en partie,
[0013] - soit à l'étape d'oligomérisation pour être transformée en distillais moyens par réaction avec les oléfines légères de la charge, comme décrit dans le brevet LR 2 871 167.
[0014] - soit au LCC pour être craquée en oléfines légères qui retournent aux unités d’oligomérisation en supplément des oléfines de la charge afin de former préférentiellement des oligomérats lourds incorporables à la coupe distillât moyen.
[0015] La demande de brevet WO 13/093227 décrit un procédé amélioré de conversion d'une charge lourde permettant d'améliorer la sélectivité en distillais moyens. L'invention consiste dans la mise en œuvre d'un procédé d'hydrotraitement ou d'hydroconversion dit de prétraitement de la charge lourde en amont de l'ensemble unité de craquage catalytique suivie d’une unité d'oligomérisation qui permet d'augmenter la production nette des coupes C3, C4 et d'essence légère à l'issue de l'unité de craquage catalytique (LCC en anglais), et par conséquent d'augmenter très significativement la production de distillât moyen après l'étape d'oligomérisation, ainsi que la sélectivité distillât moyen sur essence. Ainsi, la charge de l’unité de craquage catalytique est constituée de la charge non convertie de l’unité de prétraitement qui a sensiblement la même intervalle de distillation que la charge lourde d’entrée, c’est-à-dire une température d’ébullition supérieure à environ 340°C.
[0016] Les travaux de recherche effectués par le demandeur l'ont conduit à découvrir que la mise en œuvre d’un enchaînement spécifique permettait d'améliorer significativement le rendement en distillais moyens et la sélectivité en distillât moyen par rapport à la coupe essence.
Résumé de l’invention
[0017] En particulier, la présente invention concerne un procédé de production de distillais moyens comprenant au moins les étapes suivantes :
[0018] a) L’hydro traitement (HDT) de charges hydrocarbonées contenant au moins 20% poids et de préférence au moins 80% poids de composés bouillants au-dessus de 340°C, en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, à une température comprise entre 200 et 450°C, sous une pression comprise entre 2 et 18 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 NL/L,
[0019] b) L’hydrocraquage (HCK) d’au moins une partie de l’effluent issu de l’étape a), l’étape b) d’hydrocraquage opérant, en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage et 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 80 et 5000 NL/L,
[0020] c) La séparation de l’effluent (SEP) issu de l’étape b) pour obtenir au moins une coupe naphta ayant un intervalle de distillation compris entre 20°C et 220°C, une coupe distillât moyen et un effluent liquide non converti ayant un point d’ébullition initial supérieur à 340°C,
[0021] d) l’envoi d’au moins une partie de la coupe naphta ayant un intervalle de distillation compris entre 20°C et 220°C dans une étape de craquage catalytique de naphta (NCC) pour produire au moins un effluent oléfinique ayant un point d’ébullition final inférieur à 220°C, ladite étape d) étant mise en œuvre à une température de sortie du réacteur (ROT - Reactor Outlet Temperature en anglais) comprise entre 500 et 750°C, à une pression totale absolue comprise entre 0,05 et 1 MPa, un rapport du débit massique de catalyseur sur le débit massique de charge (C/O - Catalyst/Oil en anglais) compris entre 5 et 40 et un temps de contact entre la charge et ledit catalyseur compris entre 10 millisecondes et 100 secondes,
[0022] e) l’hydrogénation sélective (SHU) d’au moins une partie de l’effluent oléfinique ayant un point d’ébullition final inférieur à 220°C issu de l’étape d) pour convertir les dioléfines en mono-oléfines, ladite étape e) étant mise en œuvre à une température comprise entre 0°C et 200°C, une pression comprise entre 0,1 et 5 MPa et à une WH comprise entre 0,5 et 8 h-1,
[0023] f) l’oligomérisation (OLG) d’au moins une partie de l’effluent oléfinique issu de l’étape e) pour produire au moins un effluent hydrocarboné oléfinique ayant un nombre d’atomes de carbone supérieur ou égal à 8, ladite étape f) d’oligomérisation étant mise en œuvre à une température comprise entre 100°C et 350°C, à une pression comprise entre 1 et 10 MPa et en présence d’un catalyseur d’oligomérisation,
[0024] g) L'hydrogénation totale (HYD) d’au moins une partie de la coupe distillât moyen issue de l’étape c) pour transformer les oléfines en alcanes de la coupe distillais moyens, ladite étape g) étant mise en œuvre à une température comprise entre 100°C et 400°C, une pression comprise entre 1 et 10 MPa, une WH entre 0,5 et 10 h-1 et avec un rapport volumique d’hydrogène/ d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 NL/ L et en présence d’un catalyseur d’hydrogénation.
[0025] Une synergie résultant de l'enchainement spécifique selon la présente invention est de permettre à la fois, la production de distillais moyens avec un rendement et une sé lectivité maximisée par rapport à un procédé d’hydrocraquage une ou deux étapes classique et en respectant les spécifications commerciales du gazole routier en terme de teneur en soufre, de densité et d’indice de cétane, ce qui n’est pas le cas de la mise en œuvre d’un enchaînement d’une étape de FCC suivi d’une unité d’oligomérisation selon l’art antérieur.
[0026] Un autre avantage de la présente invention est de permettre, en plus d'améliorer très nettement la sélectivité en distillât moyen par rapport à la coupe essence, de permettre l'obtention d'une coupe essence à teneur réduite en impuretés telles que le soufre, l'azote ainsi qu'en dioléfines et qui est ensuite envoyée vers l’étape d'oligomérisation afin d'être convertie en oléfines de poids moléculaire supérieur correspondant à une coupe distillât moyen, ce qui présente un avantage indéniable en termes de performances et de durée de vie du catalyseur d’oligomérisation.
[0027] Dans toute la suite du texte, une coupe naphta correspond à une coupe hydrocarbonée d'intervalle de distillation compris entre 20°C et 220°C (correspondant à une coupe C5-C12 ayant un nombre d’atomes de carbone compris entre 5 et 12) préférentiellement entre 20°C et 160°C (correspondant à une coupe C5-C9 ayant un nombre d’atomes de carbone compris entre 5 et 9).
[0028] Une coupe distillât moyen correspond à une coupe hydrocarbonée d'intervalle de distillation compris entre 130°C et 380°C, et préférentiellement entre 150°C -370°C.
[0029] La coupe résidu ici nommée UCO correspond à une coupe hydrocarbonée de point de début de distillation supérieur à 370°C, préférentiellement supérieur à 380°C. Description des modes de réalisation
[0030] Charges
[0031] La présente invention concerne un procédé d’hydrocraquage en une étape de charges hydrocarbonées appelées charge mère (flux 1), contenant au moins 20% volume et de préférence au moins 80% volume de composés bouillant au-dessus de 340°C, de préférence au-dessus de 350°C et de manière préférée entre 340 et 580 °C (c'est-à-dire correspondant à des composés contenant au moins 15 à 20 atomes de carbone).
[0032] Lesdites charges hydrocarbonées peuvent avantageusement être choisies parmi les VGO (Vacuum gas oil) selon la terminologie anglo-saxonne ou distillais sous vide (DSV) tels que par exemple les gazoles lourds issus de la distillation directe du brut ou d'unités de conversion telles que le FCC tels que le LCO ou Light Cycle OU selon la terminologie anglo-saxonne, la cokéfaction 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 distillais 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 et de préférence, les VGO.
[0033] Les paraffines issues du procédé Fischer-Tropsch sont exclues.
[0034] En général, lesdites charges ont un point d'ébullition T5 supérieur à 340°C, et mieux encore supérieur à 370°C, c’est à dire que 95% des composés présents dans la charge ont un point d’ébullition supérieur à 340°C, et mieux encore supérieur à 370°C.
[0035] La teneur en azote des charges mères traitées dans le procédé selon l’invention est usuellement supérieure à 500 ppm poids, de préférence comprise entre 500 et 10000 ppm poids, de manière plus préférée entre 700 et 4000 ppm poids et de manière encore plus préférée entre 1000 et 4000 ppm poids. La teneur en soufre des charges mères traitées dans le procédé selon l’invention est usuellement comprise entre 0,01 et 5% poids, de manière préférée comprise entre 0,2 et 4% poids et de manière encore plus préférée entre 0,5 et 3 % poids.
[0036] La charge peut éventuellement contenir des métaux. La teneur cumulée en nickel et vanadium des charges traitées dans le procédé selon l'invention est de préférence inférieure à 1 ppm poids.
[0037] 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.
[0038] La charge peut éventuellement contenir des asphaltènes. 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.
[0039] 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.
[0040] a) Etape d’hydrotraitement (HDT)
[0041] Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape a) d’hydrotraitement desdites charges (flux 1) en présence d'hydrogène (flux 2) et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, à une température comprise entre 200 et 450°C, sous une pression comprise entre 2 et 18 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 NL/L.
[0042] 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.
[0043] Ladite étape a) peut avantageusement être mise en œuvre en lit fixe ou en lit bouillonnant.
[0044] De préférence, l’étape a) d’hydrotraitement selon l'invention opère à une température comprise entre 250 et 450°C, de manière très préférée entre 300 et 430°C, sous une pression comprise entre 5 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 est compris entre 300 et 1500 NL/L.
[0045] 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.
[0046] De préférence, le support amorphe est de l’alumine ou de la silice alumine.
[0047] Des catalyseurs préférés sont choisis parmi les catalyseurs NiMo, NiW ou CoMo sur alumine et NiMo ou NiW sur silice alumine.
[0048] L’effluent issu de l’étape d’hydrotraitement et entrant dans l’étape a) d’hydrocraquage comprend généralement une teneur en azote de préférence inférieure à 300 ppm poids et de préférence inférieure à 50 ppm poids.
[0049] b) Etape hydrocraquage (HCK)
[0050] Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape b) d’hydrocraquage d’au moins une partie de l’effluent (flux 3) issu de l’étape a), et de préférence la totalité, ladite étape b) 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 6 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 80 et 5000 NL/L.
[0051] 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.
[0052] Ladite étape b) peut avantageusement être mise en œuvre en lit fixe ou en lit bouillonnant.
[0053] De préférence, l’étape b) d’hydrocraquage 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, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 4 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 NL/L.
[0054] Ces conditions opératoires utilisées dans le procédé selon l’invention permettent généralement d’atteindre des conversions par passe, en produits ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C, et mieux inférieurs à 370°C, supérieures à 15%poids et de manière encore plus préférée comprises entre 20 et 95%poids.
[0055] L’étape b) couvre les domaines de pression et de conversion allant de l'hydrocraquage doux à l'hydrocraquage haute pression. On entend par hydrocraquage doux, un hydrocraquage conduisant à des conversions modérées, généralement inférieures à 40%, et fonctionnant à basse pression, de préférence entre 2 MPa et 6 MPa. L’hydrocraquage haute pression est généralement réalisé à des pressions plus fortes comprises entre 5MPa et 20MPa, de manière à obtenir des conversion supérieures à 50%.
[0056] L’étape a) d’hydrotraitement et l’étape b) d’hydrocraquage 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.
[0057] Catalyseur de l’étape b) d’hydrocraquage
[0058] Les ou les catalyseurs d’hydrocraquage utilisés dans l’étape b) d’hydrocraquage sont des catalyseurs classiques d’hydrocraquage, de type bifonctionnel associant une fonction acide à une fonction hydrogénante et éventuellement au moins une matrice liante.
[0059] De préférence, le ou les catalyseurs d’hydrocraquage comprennent 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.
[0060] Des fonctions hydrogénantes de type NiMo, NiMoW, NiW sont préférées. Des catalyseurs connus de [’Homme du métier peuvent convenir.
[0061] 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.
[0062] 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.
[0063] 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).
[0064] De préférence, le ou les catalyseurs d’hydrocraquage comprennent une zéolithe choisies parmi les zéolithes US Y, seule ou en combinaison, avec d’autres zéolithes parmi les zéolithes beta, ZSM-12, IZM-2, ZSM-22, ZSM-23, SAPO-11, ZSM-48, ZBM-30, seules ou en mélange. De manière préférée la zéolithe est la zéolithe USY seule.
[0065] Le ou les catalyseurs d’hydrocraquage peuvent éventuellement comprendre au moins une matrice minérale poreuse ou mal cristallisée de type oxyde choisie parmi les alumines, les silices, les silice-alumines, les aluminates, l’alumine-oxyde de bore, la magnésie, le silice-magnésie, le zircone, l’oxyde de titane, l’argile, seuls ou en mélange et de préférence l’alumine et la silice-alumine.
[0066] Un agent organique peut être présent sur le catalyseur de l’étape b).
[0067] Un catalyseur préféré comprend et de préférence constitué d’au moins un métal du groupe VI et/ou au moins un métal du groupe VIII non noble, une zéolithe USY et un liant alumine.
[0068] Un catalyseur encore plus préféré comprend et est de préférence constitué du nickel, du molybdène, du phosphore, une zéolithe USY et de l’alumine.
[0069] Un autre catalyseur préféré comprend et de est préférence constitué de nickel, de tungstène, une zéolithe USY et de l’alumine ou de la silice alumine.
[0070] D’une façon générale, le ou les catalyseurs utilisés dans l’étape b) d’hydrocraquage renferme avantageusement :
[0071] - 0,1 à 60% poids de zéolithe,
[0072] - 0,1 à 40% poids d’au moins un élément des groupes VIB et VIII (% oxyde)
[0073] - 0,1 à 99,8% poids de matrice (% oxyde)
[0074] - 0 à 20% poids d’au moins un élément choisi dans le groupe formé par P, B, Si (% oxyde), de préférence 0,1-20%
[0075] - 0 à 20% poids d’au moins un élément du groupe VIIA, de préférence 0,1 à 20%
[0076] - 0 à 20% poids d’au moins un élément du groupe VIIB, de préférence 0,1 à 20%
[0077] - 0 à 60% poids d’au moins un élément du groupe VB, de préférence 0,1 à 60% ;
[0078] Les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids par rapport à la masse totale de catalyseur, la somme des pourcentages des éléments constituants ledit catalyseur étant égale à 100%
[0079] Le ou les catalyseurs d’hydrocraquage utilisés selon l’invention sont de préférence soumis à un traitement de sulfuration permettant de transformer, au moins en partie, les espèces métalliques en sulfure avant leur mise en contact avec la charge à traiter. Ce traitement d'activation par sulfuration est bien connu de l'Homme du métier et peut être effectué par toute méthode déjà décrite dans la littérature
[0080] c) Etape de séparation (SEP)
[0081] Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape c) de séparation d’au moins l’effluent issu de l’étape b) (flux 4) pour obtenir au moins une coupe naphta (flux 7) ayant un intervalle de distillation compris entre 20°C et 220°C, une coupe distillât moyen (flux 8) ayant un intervalle de distillation compris entre 130°C et 380°C et un effluent liquide (flux 9) non converti ayant un point d’ébullition initial supérieur à 340°C.
[0082] L’étape de séparation comporte généralement une séparation primaire des effluents gaz et liquide, une section de recyclage de l'hydrogène associé à une étape de compression, ainsi que des distillations pour le fractionnement des différentes coupes hydrocarbonées. De préférence, la 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 l’étape b) d’hydrocraquage diminuée des pertes de charges. Elle permet la séparation d’un effluent gazeux (flux 5) comprenant au moins de l’hydrogène et d’un effluent hydrocarboné.
[0083] De préférence, le procédé comprend 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 b) d’hydrocraquage. Cette étape permet le recycle du gaz en amont, c’est-à-dire 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 de compression, de préférence via un compresseur d’hydrogène d’appoint ou de make up selon la terminologie anglo-saxonne.
[0084] Selon une variante, une partie de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène comprimé peut également avantageusement être envoyé dans les étapes b) d’hydrocraquage, a) d’hydrotraitement, e) d’hydrogénation sélective et/ou g) d’hydrogénation totale.
[0085] De préférence, ladite étape c) de séparation comprend un moyen de séparation tel que par exemple un ballon séparateur ou d’un stripper 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 l’étape 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 380°C, de préférence inférieurs à 370°C et de manière préférée inférieurs à 340 °C et une fraction liquide (résidu) non convertie (UCO) ayant des points d’ébullition supérieurs à 340°C, de préférence supérieurs à 370°C et de manière préférée supérieurs à 380 °C. Selon une autre variante, l’étape de fractionnement n’est constituée que d’une colonne de distillation atmosphérique.
[0086] Les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d’ébullition inférieurs à 380°C, de préférence inférieurs à 370°C et de manière préférée inférieurs à 360 °C sont avantageusement distillés à pression atmosphérique pour obtenir plusieurs fractions converties et de préférence au moins une coupe gaz légers C1-C4 (flux 6) ayant un point d’ébullition inférieur à 20°C, une coupe naphta (flux 7) ayant un intervalle de distillation compris entre 20°C et 220°C, et de préférence entre 20°C et 160°C, une coupe distillât moyen (flux 8) et un effluent liquide non converti (flux 9) ayant un point d’ébullition initial supérieur à 340°C de préférence supérieur à 370°C et de manière préférée supérieur à 380°C également appelée UCO ou « unconverted oil » selon la terminologie anglo saxonne.
[0087] La coupe naphta (flux 7) issue de l’étape c) de séparation est une coupe hydrocarbonée d'intervalle de distillation compris entre 50°C et 220°C (C5-C12), préférentiellement entre 50°C et 160°C (C5-C9).
[0088] La coupe distillats moyens (flux 8) séparée dans l’étape c) peut avantageusement être séparée en coupe gazole et kérosène pour être envoyée aux pools carburants (carburéacteur et diesel).
[0089] Conformément à l’invention, au moins une partie et de préférence la totalité de la coupe naphta ayant un intervalle de distillation compris entre 20°C et 220°C issue de l’étape c) est envoyé dans l’étape d) de NCC de manière à produire des oléfines.
[0090] Dans une variante de l’invention, au moins une partie de l’effluent liquide non converti (flux 9c) dans l’étape b) d’hydrocraquage et séparé dans l’étape c), ayant un point d’ébullition initial supérieur à 340°C de préférence supérieur à 370°C et de manière préférée supérieur à 380°C également appelée UCO ou « unconverted oil » selon la terminologie anglo saxonne peut être également envoyé dans l’étape d) de NCC. Dans ce cas, la charge de l’étape d) de NCC comprend et est de préférence constituée d’au moins une partie de l’effluent liquide non converti dans l’étape b) d’hydrocraquage et séparé dans l’étape c), ayant un point d’ébullition initial supérieur à 340°C en mélange avec au moins une partie et de préférence la totalité de la coupe naphta ayant un intervalle de distillation compris entre 20°C et 220°C.
[0091] Dans une autre variante de l’invention, au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent liquide non converti (flux 9b) issu de l’étape c) peut être recyclée dans l’étape b) d’hydrocraquage.
[0092] Dans une autre variante de l’invention, au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent liquide non converti (flux 9b) issu de l’étape c) peut être recyclée dans l’étape a) d’hydrotraitement.
[0093] Dans une autre variante de l’invention, au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent liquide non converti (flux 9b) issu de l’étape c) peut être envoyée dans une deuxième étape d’hydrocraquage b’) (non représentée sur la figure 1) opérant en présence d'hydrogène et d’au moins un deuxième 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 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 NL/L.
[0094] De préférence, ladite deuxième étape d’hydrocraquage est mise en œuvre dans des conditions identiques ou différentes de celles de ladite première étape b) d’hydrocraquage et en présence d’un catalyseur d’hydrocraquage identique ou différent de celui mis en œuvre dans ladite étape b).
[0095] De préférence, ladite deuxième étape d) d’hydrocraquage opère, en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage, à une température comprise entre 320 et 450°C et de manière très préférée entre 330 et 435°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 3 h 1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 200 et 2000 NL/L.
[0096] La description du catalyseur utilisé dans ladite deuxième étape d’hydrocraquage est identique celle du catalyseur utilisé dans ladite première étape b) d’hydrocraquage.
[0097] De préférence, le catalyseur utilisé dans l’étape b’) est différent de celui de l’étape b). [0098] L’effluent produit dans la deuxième étape b’) d’hydrocraquage peut avantageusement, en tout ou partie et de préférence en totalité, être envoyé dans l’étape c) de séparation de manière à être séparé en au moins lesdits trois effluents selon l’étape c).
[0099] Une purge est avantageusement mise en œuvre sur la fraction lourde recyclée. Ladite purge d’une partie de la fraction lourde recyclée peut être réalisée pour limiter la formation des produits aromatiques lourds ou HPNA (Heavy PolyNuclear Aromatics en anglais), Ladite purge est comprise entre 0 à 5% poids de la fraction lourde par rapport à la charge mère DSV entrante, et de préférence entre 0 à 3%poids.
[0100] Ladite deuxième étape b’) d’hydrocraquage peut avantageusement être mise en œuvre dans un réacteur ou dans des réacteurs séparés, chaque réacteur comprenant avantageusement un ou plusieurs lits catalytiques.
[0101] Les catalyseurs mis en œuvre dans les différents lits catalytiques peuvent avantageusement être identiques ou différents.
[0102] Les températures de fonctionnement des différents réacteurs et/ou lits catalytiques peuvent également être identiques ou différentes.
[0103] d) Etape de Craquage Catalytique de Naphta (NCC)
[0104] Conformément à l’invention, le procédé comprend l’envoi d’au moins une partie et de préférence la totalité de la coupe naphta (flux 7) ayant un intervalle de distillation compris entre 20°C et 220°C dans une étape de craquage catalytique de naphta pour produire au moins un effluent oléfinique (flux 12) ayant un point d’ébullition final inférieur à 220°C, ladite étape d) étant mise en œuvre à une température de sortie du réacteur (ROT - Reactor Outlet Temperature en anglais) comprise entre 500 et 750°C, de préférence entre 550 et 700°C, de manière encore plus préférée entre 600 et 680°C, à une pression totale absolue comprise entre 0,05 et 1 MPa et de préférence entre 0,05 et 0,5 MPa, un rapport du débit massique de catalyseur sur le débit massique de charge (C/O - Catalyst/Oil en anglais) compris entre 5 et 40 et de préférence entre 5 et 30 et avec un temps de contact entre la charge et ledit catalyseur compris entre 10 millisecondes et 100 secondes, de préférence entre 20 millisecondes et 20 secondes et de manière préférée entre 100 millisecondes et 4 secondes.
[0105] De préférence, ladite charge naphta de l’étape d) est mise en contact avec ledit catalyseur dans un réacteur opérant en lit fixe, en lit mobile ou en lit fluidisé et de préférence, en lit fluidisé.
[0106] La charge naphta de l’étape d) peut avantageusement être introduite dans ledit réacteur à co-courant, à contre-courant ou à courants croisés.
[0107] La charge naphta de l’étape d) peut éventuellement être introduite dans le réacteur en mélange avec un diluant de préférence choisi parmi un gaz inerte tel que l’azote et la vapeur d’eau.
[0108] De préférence le diluant est introduit à raison d’une quantité représentant 1 à 25% poids, de préférence 1 à 20% poids et de manière préférée comprise entre 1 et 15% poids par rapport à la masse totale dudit mélange comprenant le diluant et la charge.
[0109] De manière préférée, la charge naphta de l’étape d) est introduite dans le réacteur en mélange avec de la vapeur d’eau.
[0110] La présence de vapeur d’eau permet de baisser la pression partielle de la charge essence thermodynamiquement défavorable pour les réactions de craquage et d’améliorer la fluidisation et les transferts thermiques. Par ailleurs, la présence d’eau permet également de limiter les réactions de transfert d’hydrogène qui conduisent à la formation d’aromatiques et d’alcanes légers tels que le méthane, l’éthane et le propane non désirés.
[0111] De préférence, le catalyseur utilisé dans l’étape d) de NCC peut être tout type de catalyseur de craquage catalytique, de préférence contenant une forte proportion de zéolite de préférence la ZSM-5. Il peut avantageusement être additivé ou non et peut même être composé à 100 % de ZSM-5.
[0112] L’étape de NCC traite des charges encore plus légères que celles traitées dans le FCC telles que les essences (intervalle de distillation de 20°C à 220°C) et a pour but de convertir ces charges paraffiniques légères en oléfines légères (éthylène et propylène), produits à forte valeur ajoutée pour le marché de la pétrochimie. Dans ce cas, le procédé doit répondre à la difficulté liée au faible rendement en coke de la charge, donc au bouclage du bilan thermique.
[0113] Les produits de craquage sont séparés du catalyseur coké par strippage. Le catalyseur coké du NCC est régénéré par brûlage du coke dans la section de régénération au contact de l’air de combustion alimentant ce dernier.
[0114] L’étape de NCC possède sa propre section de traitement des effluents hydrocarbonés avec notamment une section de traitement des gaz permettant une séparation des oléfines légères (éthylène, propylène) des autres gaz : hydrogène, méthane, éthane, propane, ainsi que la séparation de la coupe C4. La partie plus lourde des effluents hydrocarbonés est traitée dans une section de séparation comprenant au moins une unité de fractionnement permettant de recouvrir les différentes coupes liquides.
[0115] Au moins une partie de l’effluent liquide non converti (flux 9c) dans l’étape b) d’hydrocraquage et séparé dans l’étape c), ayant un point d’ébullition initial supérieur à 340°C de préférence supérieur à 370°C et de manière préférée supérieur à 380°C également appelée UCO ou « unconverted oil » selon la terminologie anglo saxonne peut être envoyé dans l’étape d) de NCC. Dans ce cas, la charge de l’étape d) de NCC comprend et est de préférence constituée d’au moins une partie de l’effluent liquide non converti dans l’étape b) d’hydrocraquage et séparé dans l’étape c), ayant un point d’ébullition initial supérieur à 340°C en mélange avec au moins une partie et de préférence la totalité de la coupe naphta ayant un intervalle de distillation compris entre 20°C et 220°C.
[0116] Selon l’invention, l’étape d) de craquage catalytique permet de produire au moins un effluent oléfinique (flux 12) ayant un point d’ébullition final inférieur à 220°C. De préférence, ledit effluent oléfinique (12) est un effluent ayant un intervalle de point d’ébullition compris entre -80°C et 220°C et de manière préférée entre -50°C et 160°C. Ledit effluent correspond au mélange de la coupe gaz C3-C4 et la coupe naphta constituée majoritairement par des mono-oléfines, des aromatiques et éventuellement des dioléfines et ayant un intervalle de distillation compris entre 20°C et 220°C.
[0117] En particulier, l’étape d) de NCC permet avantageusement, en plus de la production dudit effluent oléfinique (12) ayant un point d’ébullition final inférieur à 220°C, la production d’une coupe gaz sec (flux 10) constituée d'hydrogène, de méthane, d’éthane, et du monoxyde de carbone (CO), une coupe d’éthylène (flux 11) et une coupe distillais moyens (flux 13).
[0118] La coupe gaz sec (flux 10) peut avantageusement être envoyé à la section de recyclage d’hydrogène de la section c) ou être utilisé comme combustible dans la raffinerie.
[0119] La coupe éthylène (flux 11) peut avantageusement être valorisée comme matière primaire dans l’industrie de pétrochimie.
[0120] La coupe distillât moyen (flux 13) peut avantageusement être envoyée dans l’étape g) d’hydrogénation finale.
[0121] e) Etape d’hydrogénation sélective (SHU)
[0122] Conformément à l’invention, le procédé comprend l’hydrogénation sélective d’au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent oléfinique (flux 12) ayant un point d’ébullition final inférieur à 220°C issu de l’étape d) pour convertir les dioléfines en oléfines, ladite étape e) étant mise en œuvre à une température comprise entre 0°C et 200°C, une pression comprise entre 0,1 et 5 MPa et à une WH comprise entre 0,5 et 8 h1.
[0123] De préférence, ladite étape e) est mise en œuvre à une pression comprise entre 0,5 et 3 MPa.
[0124] De préférence, ladite étape e) est mise en œuvre en présence d’un catalyseur d’hydrogénation sélective classiques, de préférence de type métallique à base de palladium, de platine ou de nickel supporté sur une alumine, une silice ou une silicealumina.
[0125] f) Etape d’oligomérisation (OLG)
[0126] Conformément à l’invention, le procédé comprend l’oligomérisation d’au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent oléfinique (flux 14) issu de l’étape e) pour produire au moins un effluent distillât moyen (flux 17), ladite étape e) d’oligomérisation étant mise en œuvre à une température comprise entre 100°C et 350°C, à une pression comprise entre 1 et 10 MPa et en présence d’un catalyseur d’oligomérisation.
[0127] La température opératoire est préférentiellement comprise entre 150°C et 270°C. La pression opératoire est comprise de préférence entre 2 et 6 MPa, de manière plus préférée entre 4 et 5 MPa.
[0128] L'oligomérisation peut être réalisée en une ou plusieurs étapes, avec un ou plusieurs réacteurs agencés en parallèle ou en série, et un ou plusieurs catalyseurs.
[0129] La description suivante du catalyseur et des conditions opératoires peut s'appliquer à l'une quelconque des étapes et/ou à l'un quelconque des réacteurs.
[0130] Le catalyseur solide d'oligomérisation opérant en phase hétérogène, est choisi parmi ceux connus de l'art antérieur. Les conditions particulières des différentes étapes du procédé selon l'invention sont décrites ci-après plus en détail.
[0131] Les catalyseurs d'oligomérisation utilisés sont préférentiellement des catalyseurs acides à base de silice alumine ou d'alumine-silicée amorphe de zéolithe cristallisée ou de résines. Parmi les zéolithes, on choisira préférentiellement celles décrites dans le brevet PR 2 894 850.
[0132] L'objet de l'étape d'oligomérisation f) est d'oligomériser les oléfines en C3 à C12 pouvant être formées de plusieurs coupes disjointes ou pas comme par exemple une coupe C3 à C4 et une coupe naphta C5-C12, correspondant à la coupe hydrocarbonée d'intervalle de distillation compris entre 20°C et 220°C, seules ou en mélange pour obtenir un mélange d'hydrocarbures contenant des mono-oléfines et correspondant à la coupe distillais moyens (flux 17). Typiquement, à partir d'oléfines en C4, on obtient des oligomères dont le nombre d'atomes de carbone est en grande partie inférieur ou égal à 30, et pour la plus grande partie compris entre 8 et 22 et de préférence entre 10 et 22.
[0133] Ladite étape f) d’oligomérisation permet la production d’au moins un effluent hydrocarboné distillais moyens (flux 17). En particulier, ladite étape f) d’oligomérisation produit également, en plus de la coupe distillais moyens (flux 17), avantageusement une coupe C3/C4 (flux 15), et une coupe naphta (flux 16) C5-C9 (correspondant à la coupe hydrocarbonée d'intervalle de distillation compris entre 20°C et 160°C) et qui peut avantageusement être envoyé au pool essence.
[0134] Les différentes coupes peuvent avantageusement être séparées en aval de l’étape d’oligomérisation f).
[0135] Une partie de la coupe naphta C5-C12 (flux 16) produite par l'unité d'oligomérisation, et de préférence l'essence légère C5-C9 peut de façon optionnelle être recyclée au réacteur d'oligomérisation pour améliorer le rendement en distillât moyen.
[0136] g) Etape d’hydrogénation totale (HYD)
[0137] Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape g) d'hydrogénation totale d’au moins une partie et de préférence la totalité de la coupe distillât moyen (flux 17) issue de l’étape f) pour produire une coupe distillais moyens hydrogénée, ladite étape g) étant mise en œuvre à une température comprise entre 100°C et 400°C, une pression comprise entre 1 et 10 MPa, une WH entre 0,5 et 10 h-1 et avec un rapport volumique d’hydrogène/ d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 NL/L et en présence d’un catalyseur d’hydrogénation.
[0138] De préférence le catalyseur d’hydrogénation finale est choisi parmi les catalyseurs sulfurés partiellement ou totalement à base de Ni ou de NiMo ou de CoMo ou même de Ni CoMo et de NiW, supporté sur un support de type oxyde réfractaire (Al, Ti, Si) éventuellement avec un ou plusieurs promoteurs (E, P, Ca, Na).
[0139] Ladite étape g) a pour but de transformer les oléfines en alcanes. Elle est réalisée dans les conditions opératoires et de catalyseur connus de l'homme de l'art
[0140] Liste des figures
[0141] [fig. 1] La figure 1 représente un schéma du procède selon l'invention dans lequel les unités sont notées:
[0142] (HDT) pour T hydro traitement
[0143] (HCK) pour Thydrocraquage
[0144] (SEP) pour le fractionnement des produits de l’hydrocraquage
[0145] (NCC) pour l’unité de craquage catalytique de naphtas (Naphtha Catalytic Cracking en anglais)
[0146] (SHU) pour l’unité d’hydrogénation sélective de dioléfines,
[0147] (OLG) pour ladite unité d'oligomérisation et,
[0148] (HYD) pour l'unité de hydrogénation totale de la coupe distillât moyen issue du NCC et l'oligomérisation.
[0149] Le procédé selon la présente invention peut se définir comme un procédé de production de distillât moyen à partir d'une charge lourde (1) de type gazole sous vide faisant appel à 7 étapes en série:
[0150] a) une étape d’hydrotraitement (HDT) produire une coupe distillats sous vide à faible teneur en azote (3) à partir de la charge lourde (1) avec un appoint d'hydrogène (2), b) une étape d’hydrocraquage (HCK) qui convertie la coupe lourde hydrotraité (3) en une coupe C1-C4 (6), une coupe naphta C5-160°C (7), et une coupe distillât moyen (8). A la sortie de cette étape est également récupéré une coupe gaz sale (5) constitué principalement par l’hydrogène, disulfure d’hydrogène, l’ammoniac et une fraction non convertie (9) qui a sensiblement le même intervalle de distillation que la charge lourde d'entrée. La coupe naphta (7) issue de l’étape c) est envoyée dans une étape d) de craquage catalytique de naphtas (NCC) pour produire des oléfines légères. Les produits de cette étape sont une coupe gaz sec (10) constituée d'hydrogène, de méthane, d’éthane et du monoxyde de carbone (CO), une coupe d’éthylène (11), et une coupe ayant un point d’ébullition finale inférieur à 220°C (12) comprenant une coupe C3-C4 et la coupe naphta (C5-160°C) constituée majoritairement par des oléfines, des paraffines et éventuellement des dioléfines. Une coupe distillats moyens (13) est également produite et envoyée dans une unité d’hydrogénation totale (HYD) pour enlever les oléfines. La coupe ayant un point d’ébullition finale inférieur à 220°C (12) issue de l'unité de NCC est envoyée dans une étape e) d’hydrogénation sélective (SHU) pour convertir les dioléfines en oléfines. L’effluent oléfinique obtenu (14) à l’issue de l'unité d’hydrogénation sélective (SHU) est ensuite envoyé dans une étape d'oligomérisation f) (OLG) qui produit une coupe C3/C4 (15), une coupe essence C5-160°C (16) et une coupe distillât moyen (17) qui est envoyée à une unité d’hydrogénation totale (HYD) pour produire une coupe distillât moyen (18) sans oléfines.
Exemples
[0151] Deux exemples sont fournis ci-dessous pour illustrer les performances améliorées du procédé selon l'invention par rapport au procédé selon l'art antérieur.
[0152] Exemple 1 comparatif : Hydrocraquage une étape
[0153] Ce premier exemple constitue le cas de base et correspond une unité classique de hydrocraquage dit en une étape.
[0154] La charge du procédé selon l’invention est un distillât sous vide qui possède les caractéristiques données dans le Tableau 1.
[0155] [Tableaux 1]
| Charge | ||
| Densité | 0,9237 | i g/mî |
| Soufre | 2,41 | i %pds |
| Azote | 836 | ? ppm pds |
| TMP | 485 | pc |
| %370+ | 93 | |
| Quantité | 100 | |BASE 100 |
[0156] Tableau 1. Caractéristique de la charge VGO du procédé de l’exemple 1
[0157] La charge 1 est mélangé avec le flux d’hydrogène (flux 2) et puis le mélange est introduit dans la section d’hydrocraquage A comprenant l’étape d’hydrotraitement (HDT) et d’hydrocraquage (HCK) avec les conditions opératoires suivantes :
[0158] [Tableaux2]
| ztape d’hydrocraquage VGO(A) | ||
| Catalyseur section hydrotraitement | NiMo sur alumine | |
| Catalyseur section conversion | NiMo + zeolite sur aiumine | |
| Débit charge VGO | 100 (BASE 100) | t/h |
| Pression partielle d'hydrogène sortie | 130 | bars g |
| Ratio H2/charge procédé | 1280 | L/L |
| WH section hydrotraitement | 1,0 | h-1 |
| WH section conversion | 1,0 | h-1 |
| Température section hydrotraitement | 396 | °C |
| Température section conversion | 370 | °C |
[0159] Tableau 2. Conditions opératoires du HCK de l’exemple 1
[0160] Dans ces conditions, les rendements des produits sortie hydrocraquage de VGO par rapport à la charge du procédé sont donnés dans le tableau ci-dessous:
[0161] [Tableaux3]
| Destination | |||
| Coupe C1-C4 | 2.4 | %pds | Vers produits |
| Naphta (PI - 150’0) | 14,0 | %pds | Vers produits |
| Distillais moyens (150aC- 370°C) | 50,0 | %pds | Vers produits |
| VGO hydrotraité (370*0+) | 33,2 | %pds | Vers produits |
[0162] Tableau 3. Rendements des produits de l'unité hydrocraquage de l'exemple 1
[0163] Exemple 2 selon l’invention : Enchaînement d’une unité hydrocraquage suivie d’une unité de craquage catalytique de naphtas (NCC) avec une unité d’oligomérisation
[0164] Dans l'exemple 2, l'unité d’hydrocraquage est alimentée par la même charge que celle de l'exemple 1 et fonctionne dans les mêmes conditions opératoires. Les rendements des produits sortis d’hydrocraquage par rapport à la charge du procédé sont identiques à celles de l’exemple 1 :
[0165] [Tableaux4]
| Destination | |||
| Coupe C1-C4 | 2,4 | pds | Vers produits |
| Naphta (PI - 150'C) | 14.0 | %pds | Vers vapocraquage |
| Distillais moyens (150aC- 370°C> | 50,0 | %pds | Vers produits |
| VGO hydrotraité (370°C+) | 33,2 | %pds. | Vers produits |
[0166] Tableau 4. Rendements des produits de l'unité hydrocraquage de l'exemple 2Pour l’exemple 2, la coupe naphta (PI-150) est envoyée à une unité de craquage catalytique de naphtas (NCC) puis à l’unité d’hydrogénation sélective (SHU) pour produire les oléfines nécessaires à l’étape d’oligomérisation. Les conditions opératoires de l’unité de NCC et d’hydrogénation sélective sont présentées dans le Tableau 5.
[0167]
[Tableaux5]
| Unité de NCCetSHU | ||
| Débit charge essence | 14.0 (BASE 100) | :t/h |
| Craquage Catalytique de Naphtas | ||
| Pression | 1,2 | bar g |
| Ratio C/O | 15 | m/m |
| Temps de séjour | 1.0 | s |
| Température sortie réacteur | 680 | °C |
| Hydrogénation Sélective | ||
| Catalyseur | LD271 (Axens) | |
| Température | 50 | τ |
| Pression | 10 | bar g |
| WH | 5 | h-1 |
[0168] Tableau 5. Conditions opératoires de l’unité de craquage catalytique de naphtas (NCC) et d’hydrogénation sélective (SHU) de la coupe essence de l’exemple 2 [0169] Dans ces conditions, les rendements des produits obtenus sur l'unité de craquage catalytique de naphtas et d’hydrogénation sélective par rapport à la charge du procédé (flux 1) sont donnés ci-dessous:
[0170] [Tableaux6]
| ; | Destination | ||
| C1-C2 | 2,8 | i '% pds | Vers produits |
| C3-Q4 | 3,7 | ! %pds | Vers oligomerisation |
| Naphta (PI - 150°C) | 5,6 | s %pds | Vers oligomérisation |
| Distillais moyens (150cC- 370*C) | 1,8 | î %pds | Vers produits |
[0171] Tableau 6. Rendements des produits de l'unité de craquage catalytique de naphtas (NCC) et d’hydrogénation sélective de l'exemple 2
[0172] Les coupes C3-C4 sont composées majoritairement de espèces oléfiniques, tel que le propylène et le butène ainsi que la coupe naphta (PI-150°C) sont alors envoyées vers l'unité d'oligomérisation. Les conditions opératoires de l’unité d’oligomérisation sont présentées dans le Tableau 7.
[0173]
[Tableaux?]
| Unité dOligomérisaton (Section E) | ||
| Catalyseurs | IP811 (Axens) | |
| Débit charge (C3-150°C) | 9,2 (BASE 100) | t/h |
| Pression | 50 | bar g |
| Température | 200 | °C |
| Quantité de catalyseur | 25.0 | t |
| Catalyseurs | IP811 (Aœhé) |
[0174] Tableau 7. Conditions opératoires de l’étape d’oligomérisation de l’exemple 2
[0175] La coupe distillais moyens issue de l'oligomérisation est ensuite hydrogénée avec un catalyseur au nickel sulfuré (LD 541) à 160°C sous 50 bar d'hydrogène, et avec une WH de 1,5h-1 et un débit d'hydrogène gazeux rapporté au débit de charge liquide de 100 NL/1.
[0176] Les rendements des produits issus de l'enchainement hydrocraquage, craquage catalytique de naphta, hydrogénation sélective et oligomérisation par rapport à la charge du procédé sont donnés ci-dessous :
[0177] [Tableaux8]
| Provenance | |||
| C1-C2 | 3.2 | %pds | Hydrocraquage et NCC |
| C3-C4 | 2,9 | %pds | Hydrocraquage et NCC + Oligomérisation |
| Naphta (Pi - 150°C) | 6,2 | %pds | NCC + Oiigomerisatjon |
| Distiiiats moyens (150’C370’C) | 54,2 | %pds | Hydrocraquage et NCC + Oligomérisation |
| VGO ,h^rc4ra^:<370eC+) | 33,3 | %pds | Hydrocraquage |
Tableau 8. Rendements des produits issus de l’enchainement de procèdes de l'exemple 2
[0178] L'enchaînement de l'unité d’hydrocraquage et du craquage catalytique de naphtas et hydrogénation sélective des essences avec une unité d'oligomérisation des coupes C3-150°C, améliore la quantité de distillais moyens produits.
[0179] Dans le cas de base, cette production de distillais moyens représente 50,0 % poids de la charge du procédé contre 54.2% poids dans la configuration selon la présente invention, soit une augmentation de 4,2%.
[0180] La coupe naphta, quant à elle, diminue de 7,8 % passant de 14,0% poids dans le cas de base à 6,2 % poids.
[0181] La sélectivité en distillats moyens par rapport à naphta (rapport distillats moyens / naphta) est donc améliorée passant de 3,6 à 8,7, ce qui est une amélioration considérable, eu égard l'évolution du marché des carburants.
[0182] Exemple 3 selon l’invention : Enchaînement d’une unité hydrocraquage suivie d’une unité de craquage catalytique de naphtas avec une unité d’oligomérisation (charge 2)
[0183] Dans l'exemple 3, l'unité d’hydrocraquage est alimentée par la charge 2 qui correspond au distillât sous vide utilisé dans l’exemple 2 du brevet WO 13093227. Les propriétés sont rappelées dans le tableau ci-dessous :
[0184] [Tableaux9]
| Charge | ||
| Densité | 0,9149 | g/ml |
| Soufre | 1,22 | %pds |
| Azote | 0,127 | %pds |
| TMP | 481 | X |
| %360+ | 80 | % |
| Quantité | 100 | BASE 100 |
[0185] Tableau 9. Caractéristique de la charge VGO du procédé de l’exemple 3
[0186] La charge 2 est mélangée avec le flux d’hydrogène et puis le mélange est introduit dans la section d’hydrocraquage A comprenant l’étape d’hydrotraitement (HDT) et d’hydrocraquage (HCK) avec les conditions opératoires de l’exemple 1. Les rendements des produits sortie d’hydrocraquage par rapport à la charge du procédé sont donnés dans le tableau ci-dessous:
[0187] [TableauxlO]
| Destination | |||
| Coupe C1-C4 | 2,4 | %pds | Vers produits |
| Naphta (Pi - 160°C) | 14,7 | %pds | Vers vapocraquage |
| Kérosène (160°C- 220cC) | 1.1,6 | %pds | Vers produits |
| Gazote (220°C- 36CTC) | 35,2 | %pds | Vers produits |
| VGO hydrotraité (36D*C+) | 36,5 | %pds | Vers produits |
[0188] Tableau 10. Rendements des produits de l'unité hydrocraquage de l'exemple 3
[0189] Pour l’exemple 3, la coupe naphta (PI-160) est envoyée à une unité de craquage catalytique de naphtas (NCC) puis à l’unité d’hydrogénation sélective (SHU) aux même conditions opératoires de l’exemple 2. Dans ces conditions, les rendements des produits obtenus sur l'unité de NCC et d’hydrogénation sélective par rapport à la charge du procédé (flux 1) sont donnés ci-dessous:
[0190] [Tableauxll]
| Destination | |||
| C1-C2 | 2,9 | %pds | Vers produits |
| C3-C4 | 3,9 | %pds | Vers oligomérisation |
| Naphta (Pi - 160*C) | 6,2 | %pds | Vers oligornérssation |
| Kérosène (160°C- 220°C) | 1,4 | %pds | Vers produits |
| Gazole (220“Ç- 36C:C) | 0,1 | %pds | Vers produits |
Tableau 11. Rendements des produits de l'unité de craquage catalytique de naphtas (NCC) et d’hydrogénation sélective de l'exemple 3
[0191] Les coupes C3-C4 et la coupe naphta (PI-160°C) ont été ensuite converties dans l'unité d'oligomérisation aux mêmes conditions de l’exemple 2. La coupe distillais moyens (kérosène + gazole) issue de l'oligomérisation est ensuite hydrogénée avec un catalyseur au nickel sulfuré (LD 541) à 160°C sous 50 bar d'hydrogène, et avec une WH de 1,5h-1 et un débit d'hydrogène gazeux rapporté au débit de charge liquide de 100 NL/1.
[0192] Les rendements des produits issus de l'enchainement hydrocraquage, craquage catalytique de naphta, hydrogénation sélective et oligomérisation par rapport à la charge du procédé sont donnés ci-dessous :
[0193] [Tableauxl2]
| Provenance | |||
| C1-C2 | 3,4 | %pds | Hydrocraquage et NCC |
| C3-C4 | 2,9 | %pds | Hydrocraquage et NCC + Oiigomérisation |
| Naphta (PI - 160°C) | 7,0 | %pds | NCC + Oligomérisation |
| Kérosène (160*0- 220C) | 13,8 | %pds | Hydrocraquage et NCC + Ofrgoménsation |
| Gazole (22CTC- 3SCTC) | 36,5 | %pds | |
| VGO hydrorraîté (360*0+) | 36,6 | %pcis | Hydrocraquage |
Tableau 12. Rendements des produits issus de l’enchainement de procèdes de l'exemple 3
[0194] L'enchaînement de l'unité d’hydrocraquage et du craquage catalytique de naphtas et hydrogénation sélective des essences avec une unité d'oligomérisation des coupes C3-150°C selon l’invention, améliore la quantité de distillais moyens produits.
[0195] Dans le cas de l’unité d’hydrocraquage seule (tableau 10), cette production de distillais moyens (gazole + kérosène) représente 46,8 % poids de la charge du procédé contre 50.3% poids dans la configuration selon la présente invention, soit une augmentation de 3,5%.
[0196] La coupe naphta, quant à elle, diminue de 7,7 % passant de 14,7% poids dans le cas de base à 7,0 % poids.
[0197] La sélectivité en distillais moyens par rapport à naphta (rapport distillais moyens / naphta) est donc améliorée passant de 3,2 à 7,2, ce qui est une amélioration considérable, eu égard l'évolution du marché des carburants.
[0198] Exemple 4 comparatif : Enchaînement d’une unité hydrocraquage suivie d’une unité de FCC avec une unité d’oligomérisation (charge 2)
[0199] L’exemple 4 est réalisé sur la charge 2 identique à la charge utilisée dans l’exemple 3 et dans les conditions de l’exemple 2 de la demande WO13/093227.
[0200] Dans l'exemple 4, l'unité de FCC est précédée d'une unité d’hydrocraquage doux, alimentée par la même charge que celle de l'exemple 3, c'est à dire un VGO de distillation directe.
[0201] Les conditions opératoires de l'unité d’hydrocraquage doux sont présentées dans le Tableau 13.
[0202] [Tableaux 13]
| Unité d’hydrocraquage doux | Exemple 4 | |
| Débit de charge VGO | t/h | 230 |
| Température- | °C | 365 |
| WH | h-1 | 1,0 |
| H2/HC | L/L | 400 |
| Pression | bars g | 70 |
[0203] Tableau 13 : Conditions opératoires de l'unité d’hydrocraquage doux - Exemple 4
[0204] Dans ces conditions, les rendements par rapport à la charge des produits sortie hydrocraquage doux sont donnés dans le Tableau 14.
[0205] [Tableauxl4]
| % poids | Destination | |
| Naphta + Kérosène (PI - 22CTC) | 2,0 | vers produits |
| Gazole (220~C- 360°C) | 20 | vers produits |
| VGO hydrotraité | 78 | vers FCG |
| TOTAL | 100 |
[0206] Tableau 14: Rendements des produits de l'unité d’hydrocraquage doux de l'Exemple 4 [0207] A l'issue du craquage catalytique, les rendements des produits par rapport à la charge
VGO hydrotraitée évoluent tels qu'illustrés dans le tableau 15 ci-dessous:
[0208] [Tableaux 15]
| % poids | |
| Gaz secs | 2.37 |
| Coupe C3 | 9,92 |
| Coupe C4 | 14.23 |
| Naphta (PI-160°C) | 42,13 |
| Kérosène (160-220^0) | 10,15 |
| Gazole (220*C- 36CTC) | 12,14 |
| Slurry (360°C+) | 4,45 |
| Coke | 4,61 |
[0209] Tableau 15 : Rendement des produits à l'issue du craquage catalytique de l'exemple 4
[0210] La teneur en oléfines de naphta PI-160-°C est égale à 44,0%, et la teneur en azote est de 20 ppm pds. La teneur en soufre est de 150 ppm.
[0211] La coupe C3 composée majoritairement de propylène et de propane, ainsi que la coupe C4 composée majoritairement de butènes et de butane, ainsi que la coupe naphta (PI-160°C) sont alors envoyées vers l'unité d'oligomérisation.
[0212] Les conditions de purification et d'oligomérisation sont données dans le tableau 16 ci-dessous :
[0213] [Tableaux 16]
| Débit de charge {C3-160°C) | (Vh) | 11.9 |
| Unité de Purification | ||
| Quantité de tamis moléculaire NaX | t | 8,8 |
| Unité d'oligomérisation | ||
| Température | °C | 160-250 s |
| Pression | bar g | 50 |
| Quantité de catalyseur | ||
| Catalyseur IP SU (Axens) | 240 |
[0214] Tableau 16 : Conditions opératoire des unités de purification et d'oligomérisation [0215] La plus faible teneur en impuretés (azote et soufre) de la charge autorise une réduction très forte de la quantité de tamis moléculaire mis en œuvre dans l'unité de purification située en amont de l'unité d'oligomérisation qui passe de 22,1 tonnes à 8,8 tonnes.
[0216] Les rendements des produits issus de l'enchaînement hydrocraquage doux, craquage catalytique et oligomérisation des coupes C3=, C4=, essence, par rapport à la charge entrant sur l'unité d'hydrocracraquage doux sont donnés dans le Tableau 17.
[0217] [Tableauxl7]
| % poids | Provenance | Exemple 2 |
| Selon l’invention | ||
| Gaz secs | FCC | 1,9. |
| Raffinai | Oligomérisation | 4,4 |
| Naphta + Kérosène (Pl- 220qC) | Hydrocraquage doux et Oligomérisation et FCC | 32,7 |
| Gazole (220;C- 360°C) | Hydrocraquage doux et FCC et oligomérisation | 54,0 |
| Slurry (36QDC+) | FCC | 3,8 |
| Coke | FCC | 3,6 |
[0218] Tableau 17 : Rendements des produits issus de l'enchaînement hydrocraquage doux et craquage catalytique et oligomérisation de l'Exemple 4
[0219] L'enchaînement de l'unité d’hydrocraquage et du craquage catalytique de naphta et hydrogénation sélective avec une unité d'oligomérisation selon l’exemple 3 selon l’invention produit des coupes gazoles qui respectent les spécifications commerciales des gazoles routiers, contrairement aux schéma ECC + oligomérisation de l’exemple 4 comparatif, comme montrée dans le tableau ci-dessous :
[0220] [Tableaux 18]
| Exemple 4 comparatif | Exemple 3 | Spécifications Gazole routier Europe | ||
| Rdi gazole (220-36ÎTC) | %pds | 54.0 | 36,5 | - |
| soufre | ppm pds | 500 | <8 | <10 |
| densité | g/cm3 | 0,889 | 0,842 | 0.820-0.345 |
| Indice cétane calculée | - | 42 | .54. | >46 |
[0221] Tableau 18. Comparaison spécifications commerciales de gazole routier entre brevet FCC et exemple 3
[0222] L’enchainement selon l’invention permet donc l’obtention de gazole aux spécifications en terme de teneur en soufre, de densité et d’indice de cétane par rapport à la mise en œuvre d’un enchaînement selon l’art antérieur, tout en permettant l’obtention de rendement en distillât moyens supérieures à celles d’un procédé hydrocraquage classique.
Claims (1)
- Procédé de production de distillais moyens comprenant au moins les étapes suivantes :a) L’hydrotraitement (HDT) de charges hydrocarbonées contenant au moins 20% poids et de préférence au moins 80% poids de composés bouillants au-dessus de 340°C, en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, à une température comprise entre 200 et 450°C, sous une pression comprise entre 2 et 18 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 NL/L,b) L’hydrocraquage (HCK) d’au moins une partie de l’effluent issu de l’étape a), l’étape b) d’hydrocraquage opérant, en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage et 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 80 et 5000 NL/L,c) La séparation de l’effluent (SEP) issu de l’étape b) pour obtenir au moins une coupe naphta ayant un intervalle de distillation compris entre 20°C et 220°C, une coupe distillât moyen et un effluent liquide non converti ayant un point d’ébullition initial supérieur à 340°C,d) l’envoi d’au moins une partie de la coupe naphta ayant un intervalle de distillation compris entre 20°C et 220°C dans une étape de craquage catalytique de naphta (NCC) pour produire au moins un effluent oléfinique ayant un point d’ébullition final inférieur à 220°C, ladite étape d) étant mise en œuvre à une température de sortie du réacteur comprise entre 500 et 750°C, à une pression totale absolue comprise entre 0,05 et 1 MPa, un rapport du débit massique de catalyseur sur le débit massique de charge compris entre 5 et 40 et un temps de contact entre la charge et ledit catalyseur compris entre 10 millisecondes et 100 secondes,e) l’hydrogénation sélective (SHU) d’au moins une partie de l’effluent oléfinique ayant un point d’ébullition final inférieur à 220°C issu de l’étape d) pour convertir les dioléfines en mono-oléfines, ladite étape e) étant mise en œuvre à une température comprise entre 0°C et 200°C, une pression comprise entre 0,1 et 5 MPa et à une WH comprise entre
0,5 et 8 h-1, f) l’oligomérisation (OLG) d’au moins une partie de l’effluent oléfinique issu de l’étape e) pour produire au moins un effluent hydrocarboné oléfinique ayant un nombre d’atomes de carbone supérieur ou égal à 8, ladite étape f) d’oligomérisation étant mise en œuvre à une température comprise entre 100°C et 350°C, à une pression comprise entre 1 et 10 MPa et en présence d’un catalyseur d’oligomérisation, g) L'hydrogénation totale (HYD) d’au moins une partie de la coupe distillât moyen issue de l’étape c) pour transformer les oléfines en alcanes de la coupe distillais moyens, ladite étape g) étant mise en œuvre à une température comprise entre 100°C et 400°C, une pression comprise entre 1 et 10 MPa, une WH entre 0,5 et 10 h-1 et avec un rapport volumique d’hydrogène/ d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 NL/L et en présence d’un catalyseur d’hydrogénation. [Revendication 2] Procédé selon la revendication 1 dans laquelle l’étape a) d’hydrotraitement opère à une température comprise entre 300 et 430°C, sous une pression comprise entre 5 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 est compris entre 300 et 1500 NL/L. [Revendication 3] Procédé selon l’une des revendications 1 ou 2 dans laquelle l’étape b) d’hydrocraquage opère à une température comprise entre 330 et 435°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 4 h1, et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure est compris entre 200 et 2000 NL/L. [Revendication 4] Procédé selon l’une des revendications 1 à 3 dans lequel au moins une partie de l’effluent liquide non converti dans l’étape b) d’hydrocraquage et séparé dans l’étape c), ayant un point d’ébullition initial supérieur à 340°C est également envoyé dans l’étape d) de NCC. [Revendication 5] Procédé selon l’une des revendications 1 à 3 dans lequel au moins une partie de l’effluent liquide non converti issu de l’étape c) est recyclée dans l’étape b) d’hydrocraquage. [Revendication 6] Procédé selon l’une des revendications 1 à 3 dans lequel au moins une partie de l’effluent liquide non converti issu de l’étape c) est recyclée dans l’étape a) d’hydrotraitement. [Revendication 7] Procédé selon l’une des revendications 1 à 3 dans lequel au moins une partie de l’effluent liquide non converti issu de l’étape c) est envoyée [Revendication 8] [Revendication 9] [Revendication 10] dans une deuxième étape d’hydrocraquage b’) opérant en présence d'hydrogène et d’au moins un deuxième 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 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 NL/L.Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel ladite étape d) de NCC est mise en œuvre à une température de sortie du réacteur comprise entre 600 et 680°C, à une pression totale absolue comprise entre 0,05 et 0,5 MPa, à un rapport du débit massique de catalyseur sur le débit massique de charge compris entre 5 et 30 et avec un temps de contact entre la charge et ledit catalyseur compris entre 100 millisecondes et 4 secondes.Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel ladite charge naphta de l’étape d) est mise en contact avec un catalyseur dans un réacteur opérant en lit fixe, en lit mobile ou en lit fluidisé.Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel l’étape d) de NCC permet en plus de la production dudit effluent oléfinique ayant un point d’ébullition final inférieur à 220°C, la production d’une coupe gaz sec constituée d'hydrogène, de méthane, d’éthane, et du monoxyde de carbone, une coupe d’éthylène et une coupe distillats moyens.
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| FR2894850A1 (fr) | 2005-12-20 | 2007-06-22 | Inst Francais Du Petrole | Procede de preparation d'un catalyseur contenant une zeolithe modifiee et son utilisation en oligomerisation des olefines legeres |
| WO2013093227A1 (fr) | 2011-12-23 | 2013-06-27 | IFP Energies Nouvelles | Procede ameliore de conversion d'une charge lourde en distillat moyen faisant appel a un pretraitement en amont de l'unite de craquage catalytique |
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2018
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