FR3101082A1 - Procédé intégré d’hydrocraquage en lit fixe et d’hydroconversion en lit bouillonnant avec une séparation gaz/liquide améliorée - Google Patents

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Abstract

La présente invention concerne un procédé intégré d’hydroconversion (1000) en lit bouillonnant d’un premier flux de charges hydrocarbonées lourdes (100) et d’hydrocraquage (2000) « deux étapes » en lit fixe (étapes j et g) d’un deuxième flux de charges hydrocarbonées (114) comportant une étape de désulfuration (h) de la fraction liquide non convertie issue de la deuxième étape d’hydrocraquage en lit fixe (g), en mélange avec un flux gazeux (110) issu d’une étape de séparation spécifique (e) du procédé d’hydroconversion en lit bouillonnant. L’invention permet de mutualiser le recyclage de l’hydrogène et désulfurer au moins en partie la faction gazole issue du procédé d’hydroconversion en lit bouillonnant. L’étape de séparation spécifique (e) repose sur un séparateur gaz/liquide comportant un cyclone interne et l’injection d’un liquide hydrocarboné au moins en entrée du cyclone, réduisant l’entrainement de liquide encrassant dans le flux gazeux séparé, et permettant l’intégration des schémas d’hydroconversion et d’hydrocraquage. Figure 1A à publier

Description

Procédé intégré d’hydrocraquage en lit fixe et d’hydroconversion en lit bouillonnant avec une séparation gaz/liquide améliorée
La présente invention concerne le raffinage et la conversion de charges lourdes d’hydrocarbures, et en particulier l’hydrocraquage en lit fixe de catalyseur de coupes pétrolières lourdes et l’hydroconversion en lit bouillonnant de catalyseur de charges lourdes d’hydrocarbures issues soit d'un pétrole brut, soit de la distillation d'un pétrole brut.
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 les essences, les carburéacteurs et les gazoles légers 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 ou une charge facilement valorisable dans une unité de craquage catalytique par exemple. Un des effluents particulièrement ciblé par le procédé d’hydrocraquage est le distillat moyen (fraction qui contient la coupe gazole et la coupe kérosène). Typiquement, le procédé d’hydrocraquage met en œuvre des réacteurs comportant des catalyseurs en lit fixe.
Le procédé d’hydrocraquage des distillats sous vide (DSV) permet de produire des coupes légères (gazoles, kérosène, naphtas, etc.) 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 convertie nommée UCO pour UnConverted Oil selon la terminologie anglo-saxonne. Pour augmenter la conversion, cette fraction UCO peut être recyclée à l’entrée du réacteur d’hydrotraitement ou à l’entrée du réacteur d’hydrocraquage. Le recyclage de la fraction UCO 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 gazole et kérosène. 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 UCO 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 peu de soufre (H2S) et peu d’azote, ce qui permet d’utiliser éventuellement des catalyseurs moins sensibles à la présence de soufre en augmentant la sélectivité du procédé.
En effet, un tel procédé d’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 un fractionnement (distillation), qui a pour objectif de séparer les produits de conversion de la fraction UCO. Dans la deuxième étape du procédé d’hydrocraquage « deux étapes », seule la fraction UCO est traitée. Cette séparation permet à un procédé d’hydrocraquage « deux étapes » d’être plus sélectif en diesel 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 naphta et gaz dans la deuxième étape sur le catalyseur d’hydrocraquage. Par ailleurs, il est à noter que la fraction UCO envoyée dans la deuxième étape contient en général de très faibles teneurs en NH3ainsi qu’en composés azotés organiques, en général moins de 20 ppm poids voir moins de 10 ppm poids.
Le procédé d’hydrodésulfuration des gazoles permet de diminuer la quantité de soufre contenue dans une coupe gazole tout en minimisant la conversion de la charge en produits plus légers (gaz, naphta). La charge de l’hydrodésulfuration peut être constituée de gazole issu du fractionnement atmosphérique d’un pétrole brut, dit « straight run » en anglais, de distillat sous vide léger dit « Light Vacuum Gasoil Oil » (LVGO) en anglais, ou de distillat issus d’un procédé de conversion (unité de craquage catalytique en lit fluidisé dit « FCC » en anglais, unité de cokéfaction appelée « coker » en anglais, etc.) dit « Light Cycle Oil » (LCO) en anglais, d’une charge gazole issue de la conversion de biomasse (estérification par exemple), seuls ou en mélange, par exemple. La pression partielle d’hydrogène requise pour ce procédé est plus faible que la pression partielle d’hydrogène dans l’hydrocraqueur.
Les procédés d’hydrocraquage et d’hydrodésulfuration, reposant sur des schémas de procédé très similaires comportant un four de charge, des réacteurs en lits fixes, des compresseurs de recycle d’hydrogène, et de sections de séparation haute pression plus ou moins complexes, sont couramment présents dans une même raffinerie, et peuvent être intégrés. Ainsi la demande de brevet EP3415588 porte sur un procédé d’hydrocraquage en deux étapes d’une charge hydrocarbonée de type DSV dans lequel la totalité de l’effluent issu de la deuxième étape d’hydrocraquage est co-traitée dans une étape d’hydrotraitement située en aval de la deuxième étape d’hydrocraquage, en mélange avec une charge liquide hydrocarbonée de type gazole, distincte de l’effluent issu de la deuxième étape d’hydrocraquage. Cette charge liquide de type gazole peut par exemple être issue d’une distillation atmosphérique primaire de pétrole ou d’une unité d’hydroconversion en lit bouillonnant de type H-OilTM.
L’hydroconversion en lit bouillonnant est un autre procédé clé du raffinage permettant également de produire, à partir de charges d’hydrocarbures lourdes, des fractions hydrocarbonées plus légères et plus facilement valorisables. Un tel procédé d’hydroconversion peut également être présent dans une raffinerie mettant en œuvre des procédés d’hydrocraquage en lit fixe de DSV et d’hydrodésulfuration de gazoles tels que décrits plus haut.
Le procédé d’hydroconversion en lit bouillonnant est particulièrement bien adapté aux charges les plus lourdes comme les pétroles bruts et les fractions lourdes d'hydrocarbures issues de la distillation d'un pétrole brut, aussi appelées résidus pétroliers, et en particulier les résidus sous vide issus de la distillation sous vide. Ces charges très lourdes sont en effet particulièrement difficile à traiter car riches en métaux, en asphaltènes, en sédiments, et autres inhibiteurs des catalyseurs classique d’hydrocraquage. La conversion de ces charges visant à transformer les molécules lourdes pour produire des produits raffinés constitués de molécules plus légères nécessite des températures opératoires élevées (typiquement aux alentours de 450°C), ce qui, couplé au fait que la charge est susceptible de former du coke, rend difficile l’utilisation de réacteur en un catalyseur en lit fixe. Ainsi, le procédé d’hydroconversion en lit bouillonnant peut traiter de telles charges grâce à un renouvellement continu du catalyseur maintenu en lit fluidisé dans le réacteur par une recycle significative de liquide, avec des appoints journaliers de catalyseur, permettant d’augmenter la durée de fonctionnement entre deux arrêts de l’unité.
Le produit converti est récupéré en tête de réacteur, via un soutirage partiellement liquide dans lequel il est courant d’observer un entrainement de fines de catalyseurs. Une partie de la charge du réacteur non convertie est également entrainée en aval. Il est donc courant d’avoir également des composés inhibiteurs pour les catalyseurs d’hydrocraquage dans ce flux de sortie du réacteur.
Un séparateur chaud et à haute pression est classiquement installé en aval du réacteur d’hydroconversion en lit bouillonnant pour récupérer un flux gaz comportant au moins de l’hydrogène, la fraction naphta, la fraction kérosène et au moins une partie de la fraction gazole, et un flux liquide hydrocarboné. Le flux liquide hydrocarboné comporte au moins du gazole (fraction bouillant entre 250°C et 380°C) et une coupe plus lourde bouillant à une température supérieure à 380°C (380°C+) de type distillat sous vide (VGO). Un procédé d’hydroconversion en lit bouillonnant connu sous le nom commercial H-OilTM , par exemple décrit dans le brevet US4457831 comporte deux étapes d’hydroconversion en lit bouillonnant avec une séparation intermédiaire pour séparer la fraction légère de la fraction liquide lourde qui est envoyée dans la seconde étape d’hydroconversion, puis l’effluent issu de la seconde hydroconversion est envoyé dans une étape de fractionnement (distillation) produisant plusieurs coupes dont une coupe gazole.
Le gazole est généralement trop soufré pour être conforme aux réglementations pour l’utilisation commerciale de ce produit. Il est donc nécessaire de désulfurer ce produit dans un procédé aval, généralement installé en aval de l’étape finale de fractionnement (distillation) du procédé d’hydroconversion en lit bouillonnant.
Cette section de désulfuration n’est en effet pas classiquement connectée directement au réacteur en lit bouillonnant car l’effluent hydroconverti contient encore des composés inhibiteurs néfastes pour un lit fixe de catalyseur d’hydrodésulfuration ou d’hydrocraquage, notamment susceptibles de réduire drastiquement les performances et la durée de cycle du catalyseur.
Il est connu, par exemple du brevet US6620311, de placer une section de désulfuration à la sortie gaz du séparateur haute pression haute température dans lequel est envoyé l’effluent hydroconverti du réacteur d’hydroconversion en lit bouillonnant.
Cependant un problème d’une telle configuration réside dans la présence de gouttelettes de liquide dans le gaz issu du séparateur, notamment le liquide formé par la partie non convertie de la charge encore présente dans l’effluent du réacteur d’hydroconversion. Ces gouttelettes de liquide « encrassant » réduisent les performances et la durée de cycle du catalyseur d’hydrodésulfuration. En effet, le présence de précurseurs de coke et des sédiments présents initialement dans la charge lourde et/ou formés lors de l’hydroconversion de la charge conduit généralement au cokage et à la désactivation du catalyseur.
Objectifs et Résumé de l’invention
L’invention consiste à intégrer un procédé d’hydrocraquage deux étapes en lit fixe comportant une étape de désulfuration de la fraction UCO en mélange avec une charge distincte de type gazole tel que décrit dans le brevet EP3415588, avec un procédé d’hydroconversion en lit bouillonnant pour mutualiser le recyclage de l’hydrogène et désulfurer au moins en partie la faction gazole issue du procédé d’hydroconversion en lit bouillonnant.
Les inventeurs ont mis en évidence que la mise en œuvre d’une étape de séparation spécifique dans le procédé d’hydroconversion en lit bouillonnant, faisant appel à un séparateur gaz/liquide comportant notamment un cyclone et l’injection d’un liquide diluant au moins en entrée du cyclone, permettait d’envoyer la fraction gazeuse issu du séparateur, comportant de l’hydrogène et au moins en partie la fraction gazole, dans l’étape en lit fixe d’hydrotraitement (hydrodésulfuration) de la fraction UCO d’un procédé d’hydrocraquage deux étapes tel que décrit dans le brevet EP3415588, sans rencontrer les problèmes de l’art antérieur mentionnés ci-dessus.
En particulier, une telle intégration permet d’augmenter le temps de cycle du catalyseur de l’étape d’hydrotraitement en lit fixe recevant la fraction UCO de la deuxième étape d’hydrocraquage en mélange avec la charge de type gazole.
Le procédé intégré selon l’invention permet en outre de simplifier le recyclage de l’hydrogène en mutualisant les équipements de séparation, de purification et de compression du flux d’hydrogène pour son recyclage dans le procédé d’hydrocraquage en lit fixe et d’hydroconversion en lit bouillonnant, et par conséquent de diminuer les coûts d’installation et opératoires associés.
Ainsi, la présente invention propose, selon un premier aspect, un procédé intégré d’hydroconversion d’un premier flux de charges hydrocarbonées lourdes contenant une fraction d’au moins 50 % poids ayant une température d'ébullition d'au moins 300°C, et d’hydrocraquage d’un deuxième flux de charges hydrocarbonées contenant une fraction d’au moins 20% poids et de préférence au d’au moins 80% poids ayant une température d'ébullition d’au moins 340°C, comportant au moins les étapes suivantes :
- une ou plusieurs d’hydroconversion(a i )dudit premier flux de charges hydrocarbonées lourdes opérant en présence d'hydrogène dans une ou plusieurs sections d’hydroconversion comportant chacune au moins un réacteur triphasique contenant au moins un catalyseur d'hydroconversion fonctionnant en lit bouillonnant, à une pression absolue comprise entre 2 MPa et 38 MPa, à une température comprise entre 300°C et 550°C, à une vitesse spatiale horaire par rapport au volume de chaque réacteur triphasique comprise entre 0,05 h-1et 10 h-1, et avec une quantité d'hydrogène comprise entre 50 Nm3/m3et 5000 Nm3/m3, de manière à obtenir un effluent liquide hydroconverti à teneur réduite en asphaltènes C7, en Carbone Conradson, en métaux, en soufre et en azote ;
- une étape de séparation gaz/liquide(e)dans un séparateur gaz/liquide cyclonique dudit effluent liquide hydroconverti ou de la partie légère issue d’une étape de séparation supplémentaire optionnelle(d)dudit effluent hydroconverti, pour produire d’une part un flux gazeux comportant au moins des gaz légers comprenant du dihydrogène, du méthane, de l’éthane, de l’H2S, de l’ammoniac, et comportant la fraction naphta, la fraction kérosène et au moins une partie de la fraction gazole, et d’autre part au moins un flux liquide, le séparateur gaz/liquide cyclonique comportant une enceinte contenant un cyclone interne muni de moyens d’injection d’un liquide diluant en entrée et optionnellement en sortie gaz du cyclone interne ;
- une étape de fractionnement(f)dans une section de fractionnement d’une partie ou de la totalité du flux liquide issu de l’étape de séparation gaz/liquide (e) produisant au moins une coupe de distillats moyens bouillant majoritairement à une température inférieure à 380°C et une coupe lourde bouillant majoritairement à une température supérieure ou égale à 380°C, ladite coupe lourde contenant une fraction résiduelle bouillant à une température supérieure ou égale à 540°C ;
- une étape d’hydrocraquage(j)dudit deuxième flux de charges hydrocarbonées opérant, en présence d’hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage en lit fixe, à une température comprise entre 250°C et 480°C, sous une pression comprise entre 2 MPa et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 h-1et 6 h-1et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 L/L et 2000 L/L,
- une étape de séparation gaz/liquide(k)de l’effluent issu de l’étape (j) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène,
- une étape de purification et de compression(l)de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène dans une section commune de recyclage pour le recyclage de l’hydrogène dans au moins l’étape d’hydrocraquage (j) et au moins une des étapes d’hydroconversion (ai),
- une étape de fractionnement(m)de l’effluent liquide issu de l’étape (k) en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C et une fraction liquide non convertie ayant un point d’ébullition supérieur ou égal à 340°C,
- une étape d’hydrocraquage(g)de ladite fraction liquide non convertie issue de l’étape de fractionnement (m) opérant, en présence d'hydrogène et d’un catalyseur d’hydrocraquage en lit fixe à une température comprise entre 250°C et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 h-1et 6 h-1et 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,
- une étape d’hydrotraitement(h)de l’effluent issu de l’étape d’hydrocraquage (g) en mélange avec au moins ledit flux gazeux issu de l’étape de séparation gaz/liquide (e), ladite étape (h) d’hydrotraitement opérant en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement en lit fixe, à une température comprise entre 200°C et 390°C, sous une pression comprise entre 2 MPa et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 h-1et 5 h-1et 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.
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, la coupe de distillats moyens bouillant majoritairement à une température inférieure à 380°C issue de l’étape de fractionnement(f)est envoyée, en partie ou en totalité, à l’étape(h)d’hydrotraitement en lit fixe.
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, l’hydrogène issu de l’étape de purification et de compression (l) est recyclé dans toutes les étapes d’hydroconversion (ai), d’hydrocraquage (j) et (g) et d’hydrotraitement (h).
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, on injecte le liquide diluant selon un premier flux par une première injection à l’entrée du cyclone interne du séparateur gaz/liquide cyclonique, et également de préférence selon un deuxième flux par une deuxième injection en sortie gaz du cyclone interne.
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, le liquide diluant injecté à l’entrée et optionnellement à la sortie du cyclone interne du séparateur gaz/liquide à l’étape est un liquide hydrocarboné.
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, le liquide diluant comprend une coupe gazole bouillant entre 250°C et 380°C.
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, le liquide diluant est une partie de la coupe de distillats moyens bouillant majoritairement à une température comprise entre 250°C et 380°C provenant de l’étape de fractionnement (f).
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, lors de l’étape de séparation gaz/liquide (e), on réalise une première séparation centrifuge du liquide et du gaz à l’extrémité d’une conduite d’entrée du séparateur gaz/liquide cyclonique, ladite extrémité comportant au moins un coude, on réalise une deuxième séparation centrifuge du liquide et du gaz d’un mélange gaz/liquide envoyé dans le cyclone interne, on injecte le liquide diluant en entrée et optionnellement en sortie dudit cyclone interne, et on évacue le flux gazeux séparé au sommet et le flux liquide séparé au fond dudit séparateur gaz/liquide cyclonique.
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, le procédé comporte n étapes d’hydroconversion (ai) et comporte en outre une étape de séparation intermédiaire( b p )dans une section de séparation intermédiaire entre deux étapes d’hydroconversion consécutives produisant une fraction légère et une fraction lourde, n’étant supérieur ou égal à 2, et de préférence égal à 2, i étant un entier allant de 1 à n, p étant un entier allant de 1 à (n-1).
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, on envoie la fraction légère de la ou les étapes de séparation intermédiaires (bp) dans le séparateur gaz/liquide cyclonique à l’étape de séparation gaz/liquide (e).
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, le procédé comporte l’étape supplémentaire de séparation(d)dans une section de séparation produisant en outre une partie lourde envoyée à l’étape de fractionnement (f).
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, le deuxième flux de charges hydrocarbonées est envoyé dans une étape d’hydrotraitement (i) avant d’être envoyé dans l’étape d’hydrocraquage (j), l’étape d’hydrotraitement (i) opérant en présence d’hydrogène et d’un catalyseur d’hydrotraitement et à une température comprise entre 200°C et 400°C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 h-1et 5 h-1et 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.
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, le mélange envoyé à l’étape d’hydrotraitement (h) comprend en outre une charge liquide hydrocarbonée additionnelle comprenant au moins 95% poids de composés bouillants à une température d'ébullition comprise entre 150°C et 400°C, distincte de l’effluent issu de l’étape d’hydrocraquage (g).
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, ladite charge liquide hydrocarbonée additionnelle est choisie parmi un gazole issu du fractionnement atmosphérique d’un pétrole brut , un distillat sous vide léger, et des charges liquides hydrocarbonées issues d’une unité de cokéfaction, de préférence le gazole de ladite unité de cokéfaction, d'une unité de viscoréduction, d'une unité de vapocraquage et/ou d'une unité de craquage catalytique, de préférence gazoles légers issus d'une unité de craquage catalytique, et un gazole issu de la conversion de biomasse.
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, au moins une partie de l’effluent issu de l’étape d’hydrotraitement (h) est recyclée dans l’étape (k) de séparation gaz/liquide.
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, le catalyseur d’hydroconversion de la ou les étapes d’hydroconversion (ai) et le catalyseur d’hydrotraitement d’au moins l’étape (h) contient au moins un métal du groupe VIII non-noble choisi parmi le nickel et le cobalt et au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le molybdène et le tungstène, et comporte un support amorphe, de préférence de l’alumine, et le catalyseur d’hydrocraquage des étapes d’hydrocraquage (j) et (g) comprend au moins un métal du groupe VIII non-noble choisi parmi le nickel et le cobalt et au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le molybdène et le tungstène, et un support zéolithique ou silice alumine.
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, les charges hydrocarbonées du premier flux comportent un ou plusieurs résidus sous vide contenant une fraction d’au moins 50% poids ayant une température d'ébullition d'au moins 450°C, de préférence d’au moins 500°C, et plus préférentiellement d’au moins 540°C, et les charges hydrocarbonées du deuxième flux sont choisies parmi :
- les distillats sous vide contenant une fraction d’au moins 80% poids ayant une température d'ébullition comprise entre 380°C et 540°C, de préférence choisis parmi les gasoils 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 leur mélange.
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, les charges hydrocarbonées du deuxième flux sont composées à plus de 50% d’un distillat ou plusieurs distillats sous vide contenant une fraction d’au moins 80% poids ayant une température d'ébullition comprise entre 380°C et 540°C.
Selon une ou plusieurs mise en œuvre de l'invention, les charges hydrocarbonées du premier flux consistent en ledit ou lesdites résidus sous vide.
D’autres objets et avantages de l’invention apparaîtront à la lecture de la description qui suit d’exemples de réalisations particuliers de l’invention, donnés à titre d’exemples non limitatifs, la description étant faite en référence aux figures annexées décrites ci-après.
Liste des figures
La figure 1A est un schéma de principe du procédé selon l’invention dans lequel l’effluent hydroconverti de la section d’hydroconversion en lit bouillonnant est envoyé dans le séparateur gaz/liquide cyclonique.
La figure 1B est un autre schéma de principe du procédé selon l’invention dans lequel la fraction légère de l’effluent hydroconverti de la section d’hydroconversion en lit bouillonnant est envoyé dans le séparateur gaz/liquide cyclonique.
La figure 2 est un schéma du procédé selon un mode de réalisation particulier comportant deux étapes d’hydroconversion en lit bouillonnant avec une étape de séparation intermédiaire et envoi des distillats moyens issu de la section d’hydroconversion à l’étape d’hydrotraitement de la fraction UCO de la section d’hydrocraquage.
La figure 3 est un schéma de procédés non intégrés d’hydrocraquage en lit fixe et d’hydroconversion en lit bouillonnant selon l’art antérieur.
La figure 4 un schéma représentatif, en coupe, du séparateur gaz/liquide cyclonique de l’étape de séparation gaz/liquide de la section d’hydroconversion en lit bouillonnant.
La figure 5 représente un détail, en coupe, de l’entrée du séparateur gaz/liquide cyclonique illustré à la figure 4.
La figure 6 est un schéma illustratif selon une vue isométrique du cyclone interne au séparateur gaz/liquide cyclonique représenté à la figure 4.
La figure 7 est un schéma illustratif, selon une vue de dessus partielle, d’un exemple de mise en œuvre d’injections latérales de liquide recyclé et/ou d’appoint à l’intérieur de la partie inférieure cylindrique et du fond du séparateur gaz/liquide cyclonique selon un mode de réalisation de l’invention.
La Figure 8A est un schéma en vue isométrique illustrant un exemple de mise en œuvre d’un système limitateur de vortex dans le fond du séparateur gaz/liquide cyclonique selon un mode de réalisation de l’invention.
La Figure 8B est un schéma en vue de haut du même exemple illustré à la figure 8A.
La Figure 9 est un schéma en coupe détaillée d’une lame du système limitateur de vortex tel qu’illustré aux figures 8A et 8B, selon un exemple de réalisation où la lame est évidée sur une partie de sa longueur.
Sur les figures, les mêmes références désignent des éléments identiques ou analogues.
Dans la suite de la description, il est fait référence aux figures 1A et 1B qui illustrent la mise en œuvre générale du procédé intégré selon l’invention.
Par hydroconversion on entend l’ensemble des réactions mises en œuvre permettant de diminuer la taille des molécules, principalement par coupure des liaisons carbone-carbone, en présence d’hydrogène afin de saturer les liaisons coupées et les cycles aromatiques. Dans la terminologie française, le terme hydroconversion est plutôt réservé pour les procédés qui traitent les résidus atmosphériques et les résidus sous vide (mais pas uniquement), tandis que le terme d’hydrocraquage est plutôt réservé pour les procédés qui traitent les distillats sous vide. Dans la terminologie anglaise, les termes hydroconversion et hydrocraquage sont souvent utilisés indistinctement, les procédés en lits bouillonnant étant souvent désigné par l’expression « Residue Hydrocracking » en anglais.
Par hydrotraitement on entend l’ensemble des réactions mises en œuvre permettant de réduire, par action de l'hydrogène, les teneurs en impuretés, telles que le soufre, l’azote, l’oxygène, les métaux, les asphaltènes, les dioléfines, etc., de mélanges constitués de composés organiques hydrocarbonés, telles que les coupes pétrolières.
Le procédé selon l’invention vise à optimiser l’intégration d’un procédé d’hydroconversion en lit bouillonnant avec un procédé d’hydrocraquage « deux étapes » en lit fixe et un procédé d’hydrodésulfuration en lit fixe, par la mise en œuvre d’un séparateur gaz/liquide spécifique directement connecté au réacteur d’hydroconversion ou connecté à la sortie gaz d’un séparateur haute température haute pression lui-même directement connecté au réacteur d’hydroconversion. L’intégration du procédé d’hydrocraquage « deux étapes » en lit fixe et du procédé d’hydrodésulfuration en lit fixe est déjà décrite dans le brevet EP3415588, et font partie intégrante de la présente invention. Les principaux éléments du procédé d’hydrocraquage deux étapes comportant une étape de désulfuration de la fraction UCO en mélange avec une charge distincte de type gazole seront repris plus loin, étant entendu que l’homme du métier peut se référer au brevet EP3415588 pour plus de détails.
En particulier, la présente invention propose d’intégrer l’hydrodésulfuration d’au moins une partie de la coupe gazole issu du procédé d’hydroconversion en lit bouillonnant dans un procédé d’hydrocraquage « deux étapes » en lit fixe, en envoyant ladite coupe gazole directement en aval du réacteur de seconde étape d’hydrocraquage en lit fixe. Cette intégration est rendue possible par l’utilisation du séparateur gaz/liquide spécifique qui permet d’éviter l’entrainement de produits lourds ayant un impact négatif sur les performances du catalyseur d’hydrodésulfuration en lit fixe.
En référence aux figures 1A et 1B, le procédé intégré selon l’invention comprend l’hydroconversion d’un premier flux de charges hydrocarbonées lourdes 100 et l’hydrocraquage d’un deuxième flux de charges hydrocarbonées 114. L’hydroconversion est réalisée dans une unité d’hydroconversion 1000 et l’hydrocraquage est réalisé dans l’unité d’hydrocraquage 2000.
Le procédé comporte au moins les étapes suivantes :
- une ou plusieurs étapes d’hydroconversion(a i ) du premier flux de charges hydrocarbonées lourdes 100 en présence d'hydrogène dans une ou plusieurs sections d’hydroconversion comportant chacune au moins un réacteur triphasique contenant au moins un catalyseur d'hydroconversion fonctionnant en lit bouillonnant, de manière à obtenir un effluent liquide hydroconverti 103 à teneur réduite en asphaltènes C7, en Carbone Conradson, en métaux, en soufre et en azote. Par exemple une première étape d’hydroconversion (a1) peut être suivie d’une deuxième étape d’hydroconversion (a2) avec une séparation intermédiaire optionnelle (b1) de l’effluent 101 issue de la première étape (a1) pour séparer la fraction légère 109 de la fraction liquide lourde 102 qui est envoyée dans la deuxième étape d’hydroconversion (a2). Dans le cas où une seule étape d’hydroconversion est mise en œuvre, les flux 101, 102 et 103 constituent un même effluent. Les étapes et flux optionnels sont représentés en pointillés dans les figures.
- une étape de séparation gaz/liquide(e)dans un séparateur gaz/liquide cyclonique (E) de l’effluent liquide hydroconverti 103 ou, comme illustré à la figure 1B, de la partie légère 108 issue d’une étape de séparation supplémentaire optionnelle(d)de l’effluent hydroconverti 103, pour produire d’une part un flux gazeux 110 comportant au moins des gaz légers comprenant du dihydrogène, du méthane, de l’éthane, de l’H2S, de l’ammoniac, et comportant la fraction naphta (fraction bouillant à une température inférieure à 150°C), la fraction kérosène (fraction bouillant entre 150°C et 250°C) et au moins une partie de la fraction gazole (fraction bouillant entre 250°C et 380°C), et d’autre part au moins un flux liquide 123, le séparateur cyclonique (E) comportant une enceinte contenant un cyclone muni de moyens d’injection d’un liquide diluant en entrée, et éventuellement en sortie du cyclone. Le séparateur gaz/liquide cyclonique est décrit en détails plus loin en relation avec les figures 4-6.
- une étape de fractionnement(f)dans une section de fractionnement d’une partie ou de la totalité du flux liquide 123 issu de l’étape de séparation gaz/liquide (e) produisant au moins une coupe de distillats moyens 107 bouillant majoritairement à une température inférieure à 380°C et une coupe lourde bouillant majoritairement à une température supérieure ou égale à 380°C, ladite coupe lourde 106 contenant une fraction résiduelle bouillant à une température supérieure ou égale à 540°C.
Les étapes d’hydroconversion en lit bouillonnant(a i )avec séparation(s) intermédiaire(s) possible(s) (bp), l’étape de séparation supplémentaire optionnelle (d) à l’issue de la dernière étape d’hydroconversion, l’étape de fractionnement (f), et l’étape de séparation gaz/liquide (e) font partie de la partie hydroconversion du procédé intégré selon l’invention, réalisé dans l’unité d’hydroconversion 1000.
Le procédé intégré comprend également les étapes suivantes :
- une étape d’hydrocraquage(j)du deuxième flux de charges hydrocarbonées 114, éventuellement envoyé en amont à une étape d’hydrotraitement (i), ladite étape d’hydrocraquage(j)opérant en présence d’hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage en lit fixe, à une température comprise entre 250°C et 480°C, sous une pression comprise entre 2 MPa et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 h-1et 6 h-1et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 L/L et 2000 L/L. Les flux 114 et 115 sont identiques si l’étape d’hydrotraitement (i) n’est pas réalisée. Si l’étape d’hydrotraitement (i) est réalisée, elle opère en présence d’hydrogène et d’un catalyseur d’hydrotraitement et à une température comprise entre 200°C et 400°C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 h-1et 5 h-1et 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, pour produire un effluent hydrotraité 115 envoyé à l’étape d’hydrocraquage (j).
- une étape de séparation gaz/liquide(k)de l’effluent 116 issu de l’étape (j) pour produire un effluent liquide 117 et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène 118.
- une étape de purification et de compression(l)de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène 118 dans une section commune de recyclage pour le recyclage de l’hydrogène dans au moins l’étape d’hydrocraquage (j) et au moins une des étapes d’hydroconversion (ai). Les flux d’hydrogènes recyclés sont les flux 200, 201, 202, 203, respectivement dans les étapes d’hydrotraitement en lit fixe (h) et (i) et dans les étapes d’hydrocraquage en lit fixe (j) et (g), et les flux 204 et 205 dans les étapes d’hydroconversion en lit bouillonnant (a1) et (a2).
- une étape de fractionnement(m)de l’effluent liquide 117 en au moins un effluent (120, 121) comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C et une fraction liquide non convertie 119 ayant un point d’ébullition supérieur ou égal à 340°C,
- une étape d’hydrocraquage(g)de ladite fraction liquide non convertie 119 issue de l’étape de fractionnement (m) opérant, en présence d'hydrogène et d’un catalyseur d’hydrocraquage en lit fixe à une température comprise entre 250°C et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 h-1et 6 h-1et 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,
- une étape d’hydrotraitement(h)d’un mélange 111 comportant l’effluent 112 issu de l’étape d’hydrocraquage (g) avec au moins le flux gazeux 110 issu de l’étape de séparation gaz/liquide (e), ladite étape (h) d’hydrotraitement opérant en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement en lit fixe, à une température comprise entre 200°C et 390°C, sous une pression comprise entre 2 MPa et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 h-1et 5 h-1et 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. Le mélange 111 peut aussi comprendre une charge liquide hydrocarbonée de type gazole 126, distincte de l’effluent 112 issu de la deuxième étape d’hydrocraquage (g). Le mélange 111 peut aussi avantageusement comprendre au moins en partie la coupe de distillats moyens 107 bouillant majoritairement à une température inférieure à 380°C issue de l’étape de fractionnement (f) de l’unité d’hydroconversion 1000.
Les charges
Ch harge (100) de l’unité d’hydroconversion en lit bouillonnant
Le premier flux de charges hydrocarbonées lourdes 100 envoyé à l’étape d’hydroconversion en lit bouillonnant (a1) contient une fraction d’au moins 50 % poids ayant une température d'ébullition d'au moins 300°C, de préférence d'au moins 350°C et de manière préféré d'au moins 380°C.
Ces charges contiennent plus préférentiellement une fraction d’au moins 80 % poids ayant une température d'ébullition d'au moins 300°C, de préférence d'au moins 350°C et de manière préféré d'au moins 380°C.
Ces charges peuvent être des pétroles bruts ou des fractions lourdes hydrocarbonées issues de la distillation atmosphérique et/ou sous vide d'un pétrole brut. Ce peut être aussi des résidus atmosphériques et/ou des résidus sous vide, et en particulier des résidus atmosphériques et/ou sous vide issues de l’hydrotraitement, de l’hydrocraquage et/ou de l’hydroconversion. Ce peut être également des distillats sous vide, des coupes provenant d’une unité de craquage catalytique comme le FCC, d’une unité de cokage ou de viscoréduction.
De préférence, le premier flux de charges hydrocarbonées lourdes 100 comporte, et peut consister en, un ou plusieurs résidus sous vide. Généralement ces résidus sous vide contiennent une fraction d’au moins 50% poids, et de préférence d’au moins 80% poids, ayant une température d'ébullition d'au moins 450°C, de préférence d’au moins 500°C, et plus préférentiellement d’au moins 540°C.
Peuvent également convenir comme charges pour ce premier flux 110 des coupes aromatiques extraites d’une unité de production de lubrifiants, des huiles désasphaltées (raffinats issues d'une unité de désasphaltage), des asphaltes (résidus issus d'une unité de désasphaltage).
La charge peut également être une fraction résiduelle issue de la liquéfaction directe de charbon (un résidu atmosphérique et/ou un résidu sous vide issu par exemple du procédé H-CoalTM), un distillat sous vide issue de la liquéfaction directe de charbon (par exemple du procédé H-CoalTM), des résidus de pyrolyse du charbon ou d’huiles de schiste, ou encore une fraction résiduelle issue de la liquéfaction directe de la biomasse lignocellulosique seule ou en mélange avec du charbon et/ou une fraction pétrolière.
Toutes ces charges peuvent être utilisées seules ou en mélange.
Les charges citées ci-dessus contiennent des impuretés, comme des métaux, du soufre, de l’azote, du carbone Conradson et des insolubles à l'heptane, également appelée asphaltènes C7.
Les teneurs en métaux sont généralement supérieures à 20 ppm poids, le plus souvent supérieures à 100 ppm poids.
La teneur en soufre est supérieure à 0,1%, souvent supérieure à 1% poids ou à 2% poids.
Le taux d’asphaltènes C7(asphaltènes insolubles dans l’heptane selon la norme NFT60-115) s'élève au minimum à 0,1% poids et est souvent supérieur à 1% poids, voire 3% poids.
La teneur en carbone Conradson est d’au moins 3%, souvent d'au moins 5% poids. La teneur en carbone Conradson est définie par la norme ASTM D 482 et représente pour l'homme du métier une évaluation bien connue de la quantité de résidu de carbone produit après une pyrolyse sous des conditions standards de température et de pression. Ces teneurs sont exprimées en % poids par rapport au poids total de la charge.
C harge (114) de l’unité d’hydrocraquage en lit fixe
Le deuxième flux de charges hydrocarbonées 114 envoyé à l’étape d’hydrocraquage en lit fixe (j) contient une fraction d’au moins 20% poids et de préférence au d’au moins 80% poids ayant une température d'ébullition d’au moins 340°C, et de préférence comprise entre 380°C et 540°C.
Lesdites charges hydrocarbonées peuvent avantageusement être choisies parmi les distillats sous vide (DSV) aussi appelés « Vacuum gas oil » (VGO) selon la terminologie anglo-saxonne tels que par exemple les gazoles issus de la distillation directe du brut ou d'unités de conversion telles que le FCC, 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 distillats provenant de désulfuration ou d'hydroconversion de résidus atmosphériques (RAT) et/ou de résidus sous vide (RSV), 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 ci-dessus n'est pas limitative. En général, lesdites charges ont un point d'ébullition initial supérieur ou égal à 340°C, et de préférence supérieur ou égal à 380°C.
De préférence, les charges hydrocarbonées du deuxième flux 114 sont choisies parmi :
- les distillats sous vide, contenant une fraction d’au moins 80% poids ayant une température d'ébullition comprise entre 380°C et 540°C, de préférence choisis parmi les gasoils 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 leur mélange.
De préférence, les charges hydrocarbonées du deuxième flux 114 sont composées à plus de 50% d’un ou plusieurs DSV, et encore plus préférentiellement comportent plus de 80% dudit ou desdits DSV, le ou lesdits DSV contenant une fraction d’au moins 80% poids ayant une température d'ébullition comprise entre 380°C et 540°C.
Lesdites charges hydrocarbonées du deuxième flux 114 peuvent contenir des hétéroatomes tels que le soufre et l’azote. La teneur en azote est usuellement comprise entre 1 ppm et 8000 ppm poids, plus généralement entre 200ppm et 5000 ppm poids, et la teneur en soufre entre 0,01 % et 6% poids, plus généralement entre 0,2 % et 5% poids et de manière encore plus préférée entre 0,5 %et 4 % poids.
Les charges du deuxième flux 114 peuvent 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 C7est généralement inférieure à 3000 ppm poids, de manière préférée inférieure à 1000 ppm poids, de manière encore plus préférée inférieure à 200 ppm poids.
Selon une mise en œuvre de l’invention, le premier flux de charges hydrocarbonées 100 consiste en un ou plusieurs résidus sous vide et le deuxième flux de charges hydrocarbonées 114 est composé à plus de 50% d’un ou plusieurs DSV, et encore plus préférentiellement comporte plus de 80% dudit ou desdits DSV.
Dans le cas où le deuxième flux de charges hydrocarbonées 114 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.
La ou les étapes d’hydroconversion (a i ) en lit bouillonnant de l’unité d’hydroconversion
La charge du premier flux 100 est traitée dans une étape d’hydroconversion (a1) comprenant au moins un ou plusieurs réacteurs triphasiques disposés en série et/ou en parallèle. Ces réacteurs d'hydroconversion sont des réacteurs de type lit bouillonnant. Dans la présente demande, ce type de lit bouillonnant couvre également un lit mixte de catalyseurs de granulométrie très différente, comportant simultanément au moins un catalyseur qui est maintenu dans le réacteur (fonctionnement typique d’un lit bouillonnant) et au moins un catalyseur entraîné (dit "slurry" selon la terminologie anglo-saxonne) qui entre dans le réacteur avec la charge et qui est entraîné en dehors du réacteur avec les effluents (fonctionnement typique d’un lit entraîné). L’expression lit hybride est parfois employée mais n’est pas utilisée dans la présente description.
De tels réacteurs en lit bouillonnant sont utilisés dans les procédés d’hydroconversion de charges lourdes connus sont les noms commerciaux dit procédé H-OilTMou LC-FiningTM.
Ainsi, cette étape est avantageusement mise en œuvre à l'aide de la technologie et dans les conditions du procédé H-OilTMtel que décrit par exemple dans les brevets US4521295 ou US4495060 ou US4457831 ou US4354852, ou dans l'article AIChE, March 19-23, 1995, Houston, Texas, paper number 46d, "Second generation ebullated bed technology", ou dans le chapitre 3.5 "Hydroprocessing and Hydroconversion of Residue Fractions" de l’ouvrage "Catalysis by Transition Metal Sulphides", édité par les Éditions Technip en 2013. Chaque réacteur comporte avantageusement une pompe de recirculation permettant le maintien du catalyseur en lit bouillonnant par recyclage continu d'au moins une partie de fraction liquide avantageusement soutirée en tête du réacteur et réinjectée en bas du réacteur.
Dans cette étape (a1), la charge est transformée dans des conditions spécifiques d'hydroconversion. L’étape (a1) est réalisée sous une pression absolue comprise entre 2 MPa et 38 MPa, de préférence entre 5 MPa et 25 MPa et de manière préférée, entre 6 MPa et 20 MPa, à une température comprise entre 300°C et 550°C et de préférence comprise entre 350°C et 500°C et d’une manière préférée comprise entre 370°C et 450°C. La vitesse spatiale horaire (VVH) par rapport au volume de chaque réacteur triphasique est comprise entre 0,05 h-1et 10 h-1. Selon une mise en œuvre préférée, la VVH est comprise entre 0,1 h-1 et 10 h-1, plus préférentiellement entre 0,1 h-1et 5 h-1et de manière encore plus préférée comprise entre 0,15 h-1 et 2 h-1. Selon une autre mise en œuvre, la VVH est comprise entre 0,05 h-1et 0,09 h-1, et plus préférentiellement comprise entre 0,05 h-1et 0,08 h-1. La quantité d'hydrogène, avantageusement mélangée à la charge, est comprise entre 50 et 5000 normaux mètres cube (Nm3) par mètre cube (m3) de charge liquide pris dans des conditions standards de température et pression, de manière préférée entre 100 Nm3/m3et 2000 Nm3/m3et de manière très préférée entre 200 Nm3/m3et 1000 Nm3/m3.
Le catalyseur d'hydroconversion utilisé dans l’étape (a1) contient un ou plusieurs éléments des groupes 4 à 12 du tableau périodique des éléments, qui peuvent être déposés sur un support ou pas. On peut avantageusement utiliser un catalyseur comprenant un support, de préférence amorphe, tels que de la silice, de l'alumine, de la silice-alumine, du dioxyde de titane ou des combinaisons de ces structures, et de manière très préférée de l'alumine.
Le catalyseur peut contenir au moins un métal du groupe VIII non-noble choisi parmi le nickel et le cobalt, et de préférence le nickel, ledit élément du groupe VIII étant de préférence utilisé en association avec au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le molybdène et le tungstène et de préférence, le métal du groupe VIB est le molybdène.
Dans la présente description, les groupes d'éléments chimiques sont donnés selon la classification CAS (CRC Handbook of Chemistry and Physics, éditeur CRC press, rédacteur en chef D.R. Lide, 81ème édition, 2000-2001). Par exemple, le groupe VIII selon la classification CAS correspond aux métaux des colonnes 8, 9 et 10 selon la nouvelle classification IUPAC.
Avantageusement, le catalyseur d'hydroconversion de l’étape (a1) est un catalyseur comprenant un support alumine et au moins un métal du groupe VIII choisi parmi le nickel et le cobalt, de préférence le nickel, et au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le molybdène et le tungstène, de préférence, le métal du groupe VIB est le molybdène. De préférence, le catalyseur d'hydroconversion comprend le nickel en tant qu'élément du groupe VIII et le molybdène en tant qu'élément du groupe VIB.
Généralement, la teneur en métal du groupe VIII non-noble, en particulier en nickel, est avantageusement comprise entre 0,5 % à 10 % exprimée en poids d'oxyde de métal (en particulier NiO) et de préférence entre 1 % à 6 % poids, et la teneur en métal du groupe VIB, en particulier molybdène, est avantageusement comprise entre 1 % et 30 % exprimée en poids de d’oxyde du métal (en particulier de trioxyde de molybdène MoO3) et de préférence entre 4 % et 20 % poids. Les teneurs en métaux sont exprimées en pourcentage poids d'oxyde de métal par rapport au poids du catalyseur.
Ce catalyseur est avantageusement utilisé sous forme d'extrudés ou de billes. Les billes ont par exemple un diamètre compris entre 0,4 mm et 4,0 mm. Les extrudés ont par exemple une forme cylindrique d’un diamètre compris entre 0,5 mm et 4,0 mm et d’une longueur comprise entre 1 mm et 5 mm. Les extrudés peuvent également être des objets d’une forme différente tels que des trilobes, des tetralobes réguliers ou irréguliers, ou d’autres multilobes. Des catalyseurs d’autres formes peuvent également être utilisés.
La taille de ces différentes formes de catalyseurs peut être caractérisée à l’aide du diamètre équivalent. Le diamètre équivalent est défini par 6 fois le ratio entre le volume de la particule et la surface externe de la particule. Le catalyseur utilisé sous forme d'extrudés, de billes ou d’autres formes a donc un diamètre équivalent compris entre 0,4 mm et 4,4 mm. Ces catalyseurs sont bien connus de l’homme du métier.
Dans une des mises en œuvre selon l’invention, l’étape d'hydroconversion (a1) est effectuée en lit bouillonnant comportant simultanément au moins un catalyseur qui est maintenu dans le réacteur et au moins un catalyseur entraîné qui entre dans le réacteur avec la charge et qui est entraîné en dehors du réacteur avec les effluents. Dans ce cas, le catalyseur entraîné, aussi appelé catalyseur « slurry », est utilisé en plus du catalyseur maintenu dans le réacteur en lit bouillonnant dans le procédé. Il est parfois fait référence à un lit « hybride » pour désigner un tel fonctionnement, comme cela est décrit par exemple dans le brevet WO2019121073. Ledit catalyseur entraîné présente comme différence avec le catalyseur maintenu dans le réacteur une granulométrie et une densité adaptées à son entraînement. On entend par entraînement du catalyseur, sa mise en circulation dans le ou les réacteurs triphasiques par les flux liquides, ledit catalyseur circulant du bas vers le haut, avec la charge, dans le(s)dit(s) réacteurs triphasiques, et étant soutiré du ou desdits réacteurs triphasiques avec l'effluent liquide produit. Du fait de sa faible taille, qui peut varier entre quelques nanomètres jusqu’à une centaine de micromètres (typiquement de 0,001 μm à 100 μm), le catalyseur entraîné est très bien dispersé dans la charge à convertir, améliorant ainsi fortement les réactions d’hydrogénation et d’hydroconversion dans la totalité d’un réacteur, réduisant la formation de coke et augmentant la conversion de la fraction lourde de la charge.
Le catalyseur entraîné peut être formé et activé ex situ, en dehors du réacteur dans des conditions adaptées à l’activation, puis être injecté avec la charge. Le catalyseur entraîné peut également être formé et activé in situ dans les conditions de réaction d’une des étapes d'hydroconversion.
Le catalyseur entraîné, ou son précurseur, peut être introduit en continu ou de façon discontinue (en fonction de l’opération, du type de charges traitées, des spécifications produits recherchés et de l’opérabilité). Le catalyseur entraîné, ou son précurseur, est injecté avec la charge à convertir à l'entrée du réacteur. Le catalyseur traverse le réacteur avec les charges et les produits en cours de conversion, puis il est entraîné avec les produits de réaction hors du réacteur. Les catalyseurs entraînés existent soit sous forme de poudre (brevet US4303634), ce qui est le cas des catalyseurs entraînés supportés décrits plus bas, soit sous forme de catalyseur dit soluble (brevet US5288681). Dans le réacteur, le catalyseur entraîné se trouve sous forme de particules solides dispersées, de colloïdes ou d’espèces moléculaires dissoutes dans la charge, selon la nature du catalyseur.
Les catalyseurs entraînés utilisés peuvent être des poudres de solides hétérogènes (tels que des minerais naturels, du sulfate de fer, etc.), des catalyseurs dispersés issus de précurseurs solubles dans l'eau, tels que des acides phosphomolybdiques, des molybdates d'ammonium, ou un mélange d'oxyde de molybdène ou de nickel avec de l'ammoniaque aqueux, ou issus de précurseurs solubles dans une phase organique.
Ces catalyseurs entraînés sont bien connus de l’homme du métier. Le brevet FR23075811 décrit bien ce type de catalyseurs entraînés pouvant être utilisé dans les étapes d’hydroconversion du procédé intégré selon l’invention.
Dans une des mises en œuvre du procédé selon l'invention, chaque réacteur de l’étape (a1) d'hydroconversion peut utiliser un catalyseur différent adapté à la charge qui est envoyée à ce réacteur.
Dans une des mises en œuvre du procédé selon l'invention, plusieurs types de catalyseur différents peuvent être utilisés dans chaque réacteur.
Dans une mise en œuvre préférée, chaque réacteur de l’étape (a1) peut contenir un ou plusieurs catalyseurs adaptés à un fonctionnement en lit bouillonnant, et éventuellement un ou plusieurs catalyseurs entraîné(s) additionnel(s).
Selon la technologie commune (dans l’art antérieur, par exemple FR3033797), le catalyseur d'hydroconversion, lorsqu’il est usagé, peut être en partie remplacé par du catalyseur frais et/ou du catalyseur usagé mais d’activité catalytique supérieure au catalyseur usagé à remplacer, et/ou du catalyseur régénéré (catalyseur dont la teneur en coke a été réduite), et/ou de catalyseur réjuvéné (catalyseur régénéré additionné d’un composé augmentant l’activité du catalyseur). Ce remplacement est réalisé par soutirage du catalyseur usagé de préférence en bas du réacteur, et par introduction du catalyseur de remplacement soit en haut, soit en bas du réacteur. Ce remplacement de catalyseur usagé est réalisé de préférence à intervalle de temps régulier, et de manière préférée par bouffée ou de façon quasi continue. Le remplacement de catalyseur usagé peut être fait tout ou en partie par du catalyseur frais ou tout ou en partie par du catalyseur usagé et/ou régénéré et/ou réactivé et/ou réjuvéné issu du même réacteur et/ou d'un autre réacteur de n'importe quelle étape d'hydroconversion. Le catalyseur peut être ajouté avec les métaux sous forme d'oxydes de métaux, avec les métaux sous forme de sulfures de métaux, ou après un préconditionnement. Pour chaque réacteur, le taux de remplacement du catalyseur d'hydroconversion usé est avantageusement compris entre 0,01 kg et 10 kg par mètre cube de charge traitée, et de préférence entre 0,1 kg et 3 kg par mètre cube de charge traitée. Ce soutirage et ce remplacement sont effectués à l'aide de dispositifs permettant avantageusement le fonctionnement continu de cette étape d'hydroconversion.
Selon une mise en œuvre préférée, le procédé comporte plusieurs étapes n d’hydroconversion (ai), i étant un entier allant de 1 à n, et n étant le nombre total d’étapes d’hydroconversion supérieur ou égal à 2.
De préférence, le procédé selon l’invention comporte deux étapes d’hydroconversion (a1) et (a2), tel que représenté par exemple à la figure 2 (n=2).
Une étape de séparation intermédiaire (bp) dans une section de séparation intermédiaire peut être réalisée entre deux étapes d’hydroconversion successives, produisant une fraction légère et une fraction lourde, p étant un entier allant de 1 à (n-1). Cette étape de séparation intermédiaire (bp) est décrite plus bas.
L'effluent liquide issu d’une étape d'hydroconversion (a1) peut ainsi ensuite subir une étape de séparation intermédiaire (b1) dans une section de séparation intermédiaire, réalisée entre l’étape initiale d'hydroconversion (a1) et la deuxième étape d’hydroconversion (a2), comme illustré à la figure 2.
Une partie ou la totalité de l’effluent issu de l’étape d’hydroconversion (a1), ou de manière préférée une partie ou la totalité de la fraction lourde issue de l’étape de séparation intermédiaire (b1), est traitée en présence d'hydrogène dans la deuxième étape d’hydroconversion (a2) réalisée dans une deuxième section d’hydroconversion, qui suit la première étape d’hydroconversion (a1) ou éventuellement l’étape de séparation intermédiaire (b1).
La section d’hydroconversion de la ou des étapes d’hydroconversion supplémentaire(s) comportent chacune au moins un réacteur triphasique contenant au moins un catalyseur d'hydroconversion, comme décrit plus haut pour l’étape (a1).
Les étapes d’hydroconversion (ai) sont des étapes séparées, réalisées dans des sections d’hydroconversion différentes.
La ou les étapes d’hydroconversion supplémentaires sont mises en œuvre de manière similaire à ce qui a été décrit pour l’étape d’hydroconversion (a1), et leur description n’est donc pas répétée ici. Cela vaut pour notamment pour les conditions opératoires, les équipements mis en œuvre, les catalyseurs d’hydroconversion utilisés, à l’exception des précisions données ci-dessous.
Dans la ou les étapes d’hydroconversion supplémentaires, les conditions opératoires peuvent être plus sévères que dans la première étape d’hydroconversion (a1), notamment en utilisant une température réactionnelle plus importante, restant dans la gamme comprise entre 300°C et 550°C, de préférence entre 350°C et 500°C, et d'une manière plus préférée entre 370°C et 450°C, ou bien en diminuant la quantité d’hydrogène introduite dans le réacteur, restant dans la gamme comprise entre 50 et 5000 Nm3/m3 de charge liquide, de préférence entre 100 et 2000 Nm3/m3, et d’une manière encore plus préférée entre 200 et 1000 Nm3/m3. Les autres paramètres de pression et de VVH sont dans des gammes identiques à celles décrites pour la première étape d’hydroconversion (a1).
La ou les étapes de séparation intermédiaire (b p ) optionnelle(s) de l’unité d’hydroconversion
Selon une mise en œuvre préférée, le procédé comporte en outre une étape de séparation intermédiaire (bp) dans une section de séparation intermédiaire entre deux étapes d’hydroconversion consécutives produisant au moins une fraction légère et une fraction lourde.
Au moins une partie, et de préférence la totalité de l’effluent issu de l’étape d'hydroconversion (a1) peut subir une de séparation intermédiaire (b1). Le procédé opère de préférence avec l’étape (b1).
Cette étape de séparation intermédiaire produit au moins deux fractions dont une fraction liquide lourde 102 bouillant majoritairement à une température supérieure ou égale à 350°C, et une fraction légère 109, et possiblement des fractions intermédiaire(s) (non représenté dans les figures).
La fraction légère 109 contient les gaz légers dissous, comportant par exemple, du méthane de l’éthane de l’H2S, de l’ammoniac, de l’hydrogène gazeux (H2), au moins une partie du naphta (fraction bouillant à une température inférieure à 150°C), au moins une partie du kérosène (fraction bouillant entre 150°C et 250°C), et au moins une partie du gazole (fraction bouillant entre 250°C et 380°C).
De préférence, la fraction légère 109 est envoyée au moins en partie, de préférence en totalité, à l’étape de séparation gaz/liquide (e) dans le séparateur gaz/liquide cyclonique (E).
La fraction liquide lourde 102 issue de l’étape de séparation intermédiaire (b1) contient au moins une fraction bouillant à une température supérieure ou égale à 540°C, appelée résidu sous vide (qui est la fraction non convertie). La fraction liquide lourde 102 peut également contenir une fraction bouillant entre 380°C et 540°C, appelée distillat sous vide. Elle peut éventuellement aussi contenir une partie de la fraction gazole bouillant entre 250 et 380°C.
Cette fraction liquide lourde 102 est envoyée au moins en partie, de préférence en totalité, dans l’étape d'hydroconversion directement en aval (a2).
La section de séparation intermédiaire comprend tout moyen de séparation connu par l'homme du métier. Par exemple elle peut comprendre un seul ballon séparateur (ballon de « flash »). De manière préférée, le ballon de flash est à une pression et une température proches des conditions opératoires du dernier réacteur de l’étape d'hydroconversion (ai) directement en amont. Cette mise en œuvre est préférée notamment car elle permet de réduire le nombre équipement et donc le coût d’investissement.
Selon une autre mise en œuvre, l’étape de séparation intermédiaire (b1) est réalisée par un enchainement de plusieurs ballons de flash (ballons en série), conduisant à l’obtention d’au moins la fraction légère 109 et d’au moins la fraction liquide lourde 102 telles que décrites ci-dessus. De préférence, le premier ballon directement en aval du dernier réacteur de l’étape d'hydroconversion (ai) opère à une température proche de celle dudit réacteur, et le deuxième ballon de l’enchaînement opère à une température inférieure à celle du premier ballon, de préférence comprise entre 40°C et 250°C. Les ballons opèrent de préférence à la même pression que celle dernier réacteur de l’étape d'hydroconversion (ai) directement en amont, aux pertes de charge près. Par exemple, deux ballons en série sont mise en œuvre.
L’étape de séparation supplémentaire (d) optionnelle de l’unité d’hydroconversion
Le procédé selon l’invention peut comprendre, tel qu’illustrée à la figure 1B, une étape de séparation supplémentaire (d) dans une section de séparation supplémentaire directement en aval de la dernière étape d’hydroconversion (ai).
Ce peut être directement en aval de l’étape d’hydroconversion (a1) si une seule étape d’hydroconversion est mise en œuvre (cf figure 1A), ou directement en aval de la deuxième étape d’hydroconversion (a2) si deux étapes d’hydroconversion sont mises en œuvre (cf figure 2).
Cette étape est similaire à l’étape de séparation intermédiaire (bp). Elle produit au moins deux fractions dont une fraction liquide lourde 104 bouillant majoritairement à une température supérieure ou égale à 350°C, et une fraction légère 108, et possiblement des fractions intermédiaire(s) (non représenté dans les figures).
La fraction légère 108 contient les gaz légers dissous, comportant par exemple, du méthane de l’éthane de l’H2S, de l’ammoniac, de l’hydrogène gazeux (H2), au moins une partie du naphta (fraction bouillant à une température inférieure à 150°C), au moins une partie du kérosène (fraction bouillant entre 150°C et 250°C), et au moins une partie du gazole (fraction bouillant entre 250°C et 380°C).
La fraction légère 108 est envoyée au moins en partie, de préférence en totalité, à l’étape de séparation gaz/liquide (e) dans le séparateur gaz/liquide cyclonique (E).
La fraction liquide lourde 104 contient au moins une fraction bouillant à une température supérieure ou égale à 540°C, appelée résidu sous vide (qui est la fraction non convertie). La fraction liquide lourde 104 peut également contenir une fraction bouillant entre 380°C et 540°C, appelée distillat sous vide. Elle peut éventuellement aussi contenir une partie de la fraction gazole bouillant entre 250 et 380°C.
Cette fraction liquide lourde 104 est envoyée dans l’étape de fractionnement en aval (f), en mélange avec la fraction liquide lourde issue de l’étape de séparation gaz/liquide (e).
La section de séparation supplémentaire de cette étape (d) comprend tout moyen de séparation connu par l'homme du métier, tel que décrit ci-dessus pour l’étape de séparation intermédiaire (bp) et n’est pas répété ici. Il en va de même pour les conditions opératoires.
L’étape de séparation gaz/liquide (e) de l’unité d’hydroconversion
Cette étape de séparation gaz/liquide est réalisée avec l’objectif de séparer de l’effluent 103 ou de l’effluent 108, éventuellement en mélange avec l’effluent 109 issu de la séparation intermédiaire (b1), au moins un flux gazeux 110. La séparation gaz/liquide produit ledit flux gazeux 110 d’une part, et un flux liquide 123 d’autre part.
Le flux gazeux 110 ainsi séparé contient au moins des gaz légers issu de l’hydroconversion (étape(s) (ai)), dont, par exemple, du méthane de l’éthane de l’H2S, de l’ammoniac, de l’hydrogène gazeux (H2), au moins une partie du naphta issu de la conversion (fraction bouillant à une température inférieure à 150°C), au moins une partie du kérosène issu de la conversion (fraction bouillant entre 150°C et 250°C) et au moins une partie du gazole bouillant entre 250°C et 380°C. Cette fraction légère peut également comporter une fraction plus lourde, bouillant a une température supérieure ou égale à 380°C.
Le flux liquide 123 issue de l’étape (e) contient au moins une partie des composés bouillant à 250°C, de préférence à 300°C, ou plus, et en particulier ceux bouillant de 380°C et jusqu’à moins de 540°C (distillat sous vide) et ceux bouillant à une température de 540°C et plus qui correspondent au résidu sous vide (qui est la fraction non convertie). Elle peut donc contenir une partie de la fraction gazole, c’est-à-dire des composés bouillant entre 250°C et 380°C. Selon l’invention, la partie bouillant en dessous de 380°C est préférentiellement séparée dans la fraction légère pour être envoyée vers l’unité d’hydrocraquage en lit fixe 2000.
Le flux gazeux 110 est envoyé dans l’unité d’hydrocraquage 2000, à l’étape d’hydrotraitement (h), en mélange avec l’effluent UCO 112 issu de la deuxième étape d’hydrocraquage (g), et optionnellement en mélange avec une charge de type gazole 126 distincte de l’effluent 112.
Le flux liquide 123 est envoyée au moins en partie, et de préférence en totalité, à l’étape de fractionnement (f) de l’unité d’hydroconversion 1000.
La température opératoire de cette étape séparation gaz/liquide (e) est de préférence comprise entre 100°C et 550°C, préférentiellement entre 150°C et 450°C, et plus préférentiellement entre 250°C et 450°C. La pression opératoire est de préférence comprise entre 2 MPa et 38 MPa, de préférence entre 5 MPa et 25 MPa et de manière préférée, entre 6 MPa et 20 MPa.
La séparation gaz/liquide (e) est réalisée dans un séparateur gaz/liquide cyclonique E, tel qu’illustré à la figure 4. Le séparateur E comporte une enceinte contenant un cyclone interne 8 muni de moyens d’injection (7) d’un liquide diluant en entrée et optionnellement (3) en sortie gaz du cyclone interne 8.
La description qui suit du séparateur est faite en référence à la figure 4, mais aussi aux figures 5, 6, 7, 8A, 8B et 9 qui illustrent des détails du séparateur E.
Le séparateur gaz/liquide cyclonique E comporte une enceinte 11 composée d’une partie supérieure cylindrique 11b surmontant une partie inférieure cylindrique 11a qui se prolonge par un fond 11c à section décroissante.
On appelle respectivement D3 et H2 le diamètre et la hauteur de la partie inférieure 11a, et D4 et H3 le diamètre et la hauteur de la partie supérieure 11b.
Le fond 11c de l’enceinte du séparateur E à section décroissante peut être tronconique ou bombé, et est de préférence tronconique, comme illustré à la figure 4.
Le séparateur gaz/liquide cyclonique E comporte :
- une conduite d’entrée 2 pour un effluent 1 comportant du gaz et de liquide, i.e. l’effluent 103 ou 108 dans les figures 1A, 1B et 2, éventuellement en mélange avec l’effluent 109. L’extrémité de cette conduite d’entrée 2 débouche dans la partie inférieure cylindrique 11a l’enceinte, et comporte au moins un coude. On désignera par la suite cette extrémité comportant un coude comme extrémité coudée 19.
- une conduite de sortie 13 située dans le fond 11c de l’enceinte 11 pour un flux de liquide séparé, i.e. le flux liquide 123.
- un cyclone 8 à corps cylindro-conique interne à l’enceinte 11, appelé cyclone interne 8, qui comporte un tube d’entrée tangentielleEnd’un mélange gaz/liquide. Le tube d’entréeEnest situé dans la partie supérieure 11b de l’enceinte. Le cyclone interne 8 comporte aussi un tube de sortieSod’un flux de gaz séparé 10, i.e. le flux gazeux 110 dans les figures 1A, 1B et 2, au sommet du corps cylindro-conique et débouchant à l’extérieur de l’enceinte du séparateur. Le cyclone interne comporte également une ouverture à la base du corps cylindro-conique, de diamètre B, visible à la figure 6, et qui est connectée à une jambe de retour 9 pour le liquide. La jambe de retour 9 débouche dans une zone de garde liquide de hauteur H4, au fond de l’enceinte.
- des moyens d’injection d’un liquide diluant (7, 3) dans le cyclone interne 8.
Par liquide diluant on entend un liquide pouvant diluer au moins en partie les composés présents dans le liquide contenu dans l’effluent 1 envoyé dans le séparateur par la conduite d’entrée 2.
Le liquide diluant est miscible avec le liquide de l’effluent 1.
De préférence, le liquide diluant ne cause pas de précipitation d’espèces chimiques minoritaires qui sont dissoutes dans le liquide de l’effluent 1, ni de floculation, ni ne favorise des réactions chimiques de polymérisation pouvant conduire à des particules solides.
Le liquide diluant reste au moins en partie à l’éta t liquide dans les conditions opératoires du séparateur.
Par exemple, le liquide diluant peut être un effluent de craquage catalytique comme une coupe lourde HCO (pour « Heavy Cycle Oil » en anglais) ou une coupe légère LCO (pour « Light Cycle Oil » en anglais) obtenues par craquage catalytique, ou toute autre coupe gazole sous vide VGO (« Vaccum Gas Oil » en anglais), résidu atmosphérique AR (pour « Atmosphérique residue » en anglais), résidu sous-vide VR (pour « Vaccum residue » en anglais), huile désasphaltée DAO (pour « De-Asphalted oil » en anglais), ou extrait aromatique.
Le liquide diluant est un liquide hydrocarboné.
Selon une mise en œuvre, le liquide diluant comprend, et est de préférence constitué par, une coupe gazole bouillant entre 250°C et 380°C. De préférence, le liquide diluant est une partie de la coupe de distillats moyens 107 bouillant majoritairement à une température comprise entre 250°C et 380°C issue de l’étape de fractionnement (f).
Le cyclone interne 8 est d’une conception classique connue de l’homme du métier, et illustrée à la figure 6. Le corps cylindro-conique de hauteur totale H comporte une partie supérieure cylindrique de hauteurhet de diamètre D, qui se prolonge par une partie inférieure tronconique dont l’apex comporte une ouverture de diamètre B inférieur à D. Le tube d’entrée tangentielleEn, implanté au sommet de la partie supérieure cylindrique du corps cylindro-conique comporte de préférence une ouverture de section rectangulaire de hauteuraet de largeurb. Le tube de sortieSositué au sommet du corps cylindro-conique a une diamètreDeinférieur au diamètre D, pénètre dans le cyclone interne sur une hauteurS, et est en saillie de la partie supérieure cylindrique du corps cylindro-conique pour déboucher à l’extérieur de l’enceinte du séparateur. Le tableau 1 ci-dessous, extrait D.Leith, D.Mehta, Cyclone performance and design, Atmospheric Environment Pergamon Press 1973, Vol. 7, pp. 527-549, donne des exemples des principales règles de conception classiques d’un tel cyclone.
Source Fonctionnement recommandé D a/D b/D De/D S/D h/D H/D B/D
STAIRMAND (1951) Haute efficacité 1 0,5 0,2 0,5 0,5 1,5 4,0 0,375
SWIFT (1969) Haute efficacité 1 0,44 0,21 0,4 0,5 1,4 3,9 0,4
LAPPLE (1951) Usage général 1 0,5 0,25 0,5 0,625 2,0 4,0 0,25
SWIFT (1969) Usage général 1 0,5 0,25 0,5 0,6 1,75 3,75 0,4
STAIRMAND (1951) Haut débit 1 0,75 0,375 0,75 0,875 1,5 4,0 0,375
SWIFT (1969) Haut débit 1 0,85 0,35 0,75 0,85 1,7 3,7 0,4
La hauteur H5 entre d’une part le sommet du tube d’entrée tangentielle En du cyclone interne 8 et d’autre part le sommet de la partie supérieure 11b de l’enceinte 11 du séparateur est de préférence comprise entre 0,01xH3 et 0,5xH3, plus préférentiellement comprise entre 0,02xH3 et 0,4xH3, et de manière encore plus préférée comprise entre 0,03xH3 et 0,3xH3. H3 est le diamètre de la partie supérieure cylindrique 11b.
La particularité inhérente au séparateur E utilisé dans le procédé selon l’invention est qu’il comporte des moyens d’injection d’un liquide diluant dans le cyclone interne 8, à deux endroits possibles.
Les moyens d’injection de liquide diluant comportent avantageusement une première injection 7 de liquide diluant dans le tube d’entréeEndudit cyclone interne 8. Cette injection 7 permet une dilution du liquide contenu dans le mélange gaz/liquide arrivant dans le cyclone interne, et diminue le temps de séjour dudit liquide dans le cyclone interne, ce qui réduit les risques d’encrassement.
Dans la suite du texte, on désigne par « injection » tout moyen connu de l’homme du métier permettant d’injecter du liquide provenant de l’extérieur du séparateur depuis la paroi d’un élément du séparateur vers l’intérieur dudit élément du séparateur, ledit moyen étant alimenté par au moins une conduite de transport de liquide. Ces injections peuvent par exemple être des tubes avec un seul orifice, ou tubes multi-orifices. On utilise également le terme d’injecteur dans la présente description pour désigner une injection comme définie ci-dessus.
Les moyens d’injection de liquide diluant peuvent aussi comporter, en plus de la première injection 7, une deuxième injection 3 de liquide diluant dans le tube de sortieSogaz dudit cyclone interne. Une telle injection 3 permet de diluer l’éventuel liquide entraîné dans le gaz séparé par le cyclone interne, réduisant ainsi davantage les risques d’encrassement, notamment dans les équipements en aval du séparateur susceptibles de recevoir le flux de gaz séparé. Ces équipements peuvent être de différents types, et en particulier être des réacteurs d’hydrotraitement en lit fixe de catalyseur, tel un réacteur d’hydrodésulfuration. La conduite d’entrée 2 forme un angle α avec la tangente à la paroi de l’enceinte 11, qui est l’horizontale en position de fonctionnement du séparateur, de préférence compris entre 0° et 80°, plus préférentiellement compris entre 20° et 70°, et encore plus préférentiellement compris entre 30° et 60°.
Le coude de l’extrémité de la conduite d’entrée 2 comporte une sortie de diamètre D2 de préférence compris entre 0,2xD1 et 5xD1, de manière préférée entre 0,5xD1 et 3xD1, et de manière plus préférée entre 0,3xD1 et 2xD1, D1 étant le diamètre de la conduite d’entrée 2 (partie non coudée).
L’angle β formé par le coude est de préférence compris entre 5° et 200°, de préférence compris entre 10° et 180°, et de manière plus préférée compris entre 20° et 160°. L’angle β est plus précisément défini comme l’angle formé entre le plan passant par l’ouverture de l’extrémité du coude 19 et le plan tangent à la paroi de la conduite d’entrée non coudée en amont du coude 19, tel que mieux représenté à la figure 5.
L’extrémité coudée permet une première séparation gaz/liquide dans le séparateur E, qui est une séparation centrifuge, comme indiqué plus loin dans la description du fonctionnement général du séparateur E.
Le diamètre D1 de la conduite d’entrée 2 est de préférence déterminé de manière à ce que la vitesse superficielle du gaz entrant dans la partie inférieure 11a de l’enceinte du séparateur gaz/liquide soit comprise entre 1m/s et 50 m/s, de préférence entre 2 m/s et 30 m/s, et de manière plus préférée entre 3 m/s et 20 m/s.
Bien qu’un seul coude soit représenté et décrit ici, l’extrémité de la conduite d’entrée 2 peut comprendre un enchainement de plusieurs coudes orientés dans des directions différentes, par exemple un double coude. Un enchainement de coudes permet d’augmenter l’efficacité de séparation.
La distance L1 entre la paroi de l’enceinte 11 et la sortie de l’extrémité coudée 19 de la conduite d’entrée 2, illustrée à la figure 5, est de préférence comprise entre 0,05xD3 et 0,5xD3, et de manière préférée entre 0,1xD3 et 0,4xD3. D3 est le diamètre de la partie inférieure cylindrique 11a.
La distance H1, illustrée à la figure 5, entre l’interface gaz/liquide 6 et la partie inférieure de l’extrémité coudée 19 est de préférence comprise entre D2 et 30xD2, plus préférentiellement comprise entre D2 et 20xD2, et encore plus préférentiellement comprise entre D2 et 10xD2. Dans cette gamme, la distance H1 permet de diminuer l’éventuel moussage lié au contact entre le liquide provenant du coude et l’interface gaz/liquide dans le séparateur.
Le diamètre D3 de partie inférieure 11a de l’enceinte est compris entre 0,5xD4 et D4, et de manière préférée entre 0,6xD4 et D4, D4 étant le diamètre de la partie supérieure 11b de l’enceinte.
De préférence le diamètre D3 est inférieur au diamètre D4. Un élargissement de section de l’enceinte du séparateur du bas vers le haut, avec une partie inférieure 11a de section plus petite que la partie supérieure 11b (D3 inférieur D4), permet de réduire la vitesse superficielle du gaz 5 issu de la conduite d’entrée coudée 2 et montant dans l’enceinte du séparateur depuis la partie inférieure cylindrique 11a, ce qui permet de limiter l’entraînement des gouttelettes dans ledit gaz 5 vers la partie supérieure 11a où se situe l’entrée du cyclone interne 8, lesdites gouttelettes étant séparée du gaz par élutriation, comme expliqué en détails plus loin. De préférence, le diamètre D4 de la partie supérieure 11b de l’enceinte est déterminé de manière à ce que la vitesse superficielle du gaz entrant dans ladite partie supérieure 11b soit comprise entre 0,01 m/s et 0,4 m/s de préférence entre 0,01 m/s et 0,3 m/s, et de manière plus préférée entre 0,015 m/s et 0,15 m/s.
Avantageusement, la partie supérieure 11b et la partie inférieure 11a sont reliées, dans le cas où D4 est supérieur à D3, par une jonction tronconique formant un angle δ de préférence compris entre 20° et 70°, et de manière plus préférée compris entre 40° et 60°. Comme illustré à la figure 4 cet angle δ est défini comme étant l’angle formé entre la tangente à la paroi cylindrique de la partie inférieure 11a (l’horizontale en position de fonctionnement du séparateur) et la paroi de la jonction tronconique.
De préférence, le rapport H2/D3 est compris entre 0,5 et 10, plus préférentiellement compris entre 1 et 7, et de manière encore plus préférée compris entre 1,5 et 5.
Il en est de même pour le rapport H3/D4, de préférence compris 0,5 et 10, plus préférentiellement compris entre 1 et 7, et de manière encore plus préférée compris entre 1,5 et 5.
Le fond 11c de l’enceinte du séparateur E à section décroissante peut être tronconique ou au contraire avoir un angle d’inclinaison λ variable.
Par section décroissante dudit fond 11c, on entend une section transversale, c’est-à-dire orthogonale par rapport l’axe Z (axe de révolution) des parties inférieure et supérieure cylindriques 11a et 11b, axe Z qui est confondu avec la verticale z en position de fonctionnement du séparateur et comme illustré à la figure 4, qui décroît dans le sens d’écoulement (descendant) du liquide séparé, c’est-à-dire en direction de la conduite de sortie 13. Par cylindrique on fait référence à un cylindre de révolution.
L’angle d’inclinaison λ est l’angle formé entre la tangente en un point de la paroi du fond 11c et un axe parallèle à l’axe Z passant par ce point. Par angle d’inclinaison λ variable, on entend que l’angle λ n’est pas constant sur toute la hauteur du fond 11c, ce qui exclut notamment une partie inférieure conique ou tronconique (formé par un seul cône).
De telles formes tronconiques ou à section décroissante et d’angle d’inclinaison λ variable sont bien connues de l’homme du métier pour faciliter le drainage des solides par gravité vers la conduite de sortie et minimiser ainsi leur dépôt dans le fond. En outre, un fond à section décroissante et d’angle d’inclinaison α variable permet des temps de séjour plus longs du liquide comparativement à des fonds tronconiques, pour un même rapport de diamètre entre la conduite de sortie 13 et la partie cylindrique surmontant le fond. Enfin, de tels fonds, en particulier les fonds bombés, sont bien adaptés aux équipements sous pression, l’épaisseur de métal requise étant moins importante que dans le cas de fonds tronconiques.
De préférence le fond 11c est tronconique comme illustré à la figure 4. Dans ce cas, l’angle d’inclinaison λ, qui est défini directement entre la paroi du fond 11c (confondu avec la tangente en un point de ladite paroi) et l’axe Z, est fixe, et de préférence compris entre 5° et 85°par rapport à l’axe vertical Z.
Alternativement, le fond 11c de l’enceinte à section décroissante est d’angle d’inclinaison λ variable, et peut comprendre une portion bombée, de préférence de section elliptique.
L’angle d’inclinaison λ varie de préférence entre 0° et 180°. L’angle d’inclinaison λ croît de préférence dans le sens d’écoulement (descendant) du liquide, soit en direction de la conduite de sortie 13.
Par exemple le fond 11c peut être une portion bombée de hauteur H6 avec un rapport H6/D3 compris entre 0,01 et 20, de préférence compris entre 0,02 et 10 et plus préférentiellement compris entre 0,1 et 5.
Selon un autre exemple le fond 11c comporte une portion bombée et au moins une portion tronconique, cette dernière surmontant de préférence la portion bombée. La portion bombée peut comporter un insert plein formant une surface interne tronconique d’angle d’inclinaison λ’, de préférence compris entre 5° et 85°, l’insert pouvant intégrer des injections latérales de liquide telles que décrites plus loin, situées dans la portion bombée du fond 11c.
Selon encore une autre configuration, le fond 11c comprend une succession de portions tronconiques, chacune desdites parties successives ayant de préférence un angle d’inclinaison λ croissant en direction de la conduite de sortie 13.
La conduite de sortie 13 dans le fond 11c du séparateur peut être centrée par rapport à l’axe Z, ou peut être décalée, et est de préférence centrée.
Le séparateur gaz/liquide cyclonique E peut aussi fonctionner lorsque la phase liquide contient des particules solides de nature organique ou minérale préexistantes, c’est-à-dire présentes dans la phase liquide avant que celle-ci arrive dans le séparateur ou se formant au sein du séparateur.
Le séparateur gaz/liquide cyclonique E peut comprendre des moyens pour éviter la formation des dépôts solides en paroi et dans le fond du séparateur.
Ainsi, selon un mode de réalisation, le séparateur gaz/liquide cyclonique E comporte des injections latérales de liquide recyclé et/ou d’appoint afin de réduire la formation des dépôts en paroi et dans le fond du séparateur liée à l’utilisation d’un liquide hydrocarboné encrassant: injections latérales 16 dans le fond 11c de l’enceinte 11 et injections latérales 17 dans la partie inférieure cylindrique 11a de l’enceinte. Ces injections latérales peuvent être réparties à la paroi selon des couches horizontales dans le fond 11c et selon des couches horizontales dans la partie inférieure cylindrique 11a. Le flux liquide sortant, comportant le liquide séparé et éventuellement le liquide recyclé et/ou d’appoint des injections latérales 16 et 17, est évacué du séparateur par la conduite de sortie 13. De telles injections latérales sont similaires à celles décrites dans le brevet EP470137 concernant un dispositif pour l’écoulement descendant d’un liquide hydrocarboné contenant des particules solides en fond d’un équipement.
La ou lesdites injections latérales 17 situées dans ladite partie inférieure cylindrique 11a sont inclinées par rapport à la paroi de ladite partie supérieure cylindrique 11a d’un angle θ1 dans le plan vertical (xz) et d’un angle θ2 dans le plan horizontal (xy).
La ou lesdites injections latérales 16 situées dans le fond 11c sont inclinées par rapport à la tangente Tinà la paroi dudit fond 11c au point d’injection pid’un angle β1 dans le plan vertical (xz) et d’un angle β2 dans le plan horizontal (xy). Les angles des injections latérales sont illustrés aux figures 4 et 7.
Les angles β1 et θ1 sont de préférence compris entre 5° et 175°, plus préférentiellement compris entre 10° et 150°, de manière très préférée entre 15° et 120°, de manière plus préférée entre 15° et 90°et de manière encore plus préférée entre 20° et 60°.
Les angles β2 et θ2 sont de préférence compris entre 0° et 180°, plus préférentiellement compris entre 0° et 90°, et de préférence sont égaux à 0°.
Le séparateur gaz/liquide cyclonique E peut comprendre une conduite de recyclage 14 d’une partie du liquide sortant de la conduite de sortie 13, ladite conduite de recyclage 14 alimentant en liquide recyclé au moins une des injections latérales 16 et/ou 17.
Le séparateur gaz/liquide cyclonique E peut comprendre une conduite d’appoint 15 pour alimenter en liquide d’appoint au moins une des injections latérales 16 et/ou 17.
Le liquide d’appoint reste au moins en partie à l’éta t liquide dans les conditions opératoires du séparateur.
Le liquide d’appoint peut par exemple être un effluent de craquage catalytique comme une coupe lourde HCO (pour « Heavy Cycle Oil » en anglais) ou une coupe légère LCO (pour « Light Cycle Oil » en anglais) obtenues par craquage catalytique, ou toute autre coupe gazole sous vide VGO (« Vaccum Gas Oil » en anglais), résidu atmosphérique AR (pour « Atmosphérique residue » en anglais), résidu sous-vide VR (pour « Vaccum residue » en anglais), huile désasphaltée DAO (pour « De-Asphalted oil » en anglais), ou extrait aromatique.
Plus généralement, le liquide d’appoint est de préférence miscible avec le liquide hydrocarboné de l’effluent 1.
De préférence, le liquide d’appoint ne cause pas de précipitation d’espèces chimiques minoritaires qui sont dissoutes dans le liquide de l’effluent 1, ni de floculation, ni ne favorise des réactions chimiques de polymérisation pouvant conduire à des particules solides.
Le liquide d’appoint injecté à travers la conduite d’appoint 15 permet de réduire les zones stagnantes en générant une turbulence dans les zones du séparateur où il est injecté afin de limiter les dépôts de particules solides sur les parois. Ledit liquide d’appoint injecté peut également jouer un rôle de fluxant lorsque le liquide choisi est une base aromatique.
Selon une mise en œuvre, le liquide d’appoint est une partie de la coupe de distillats moyens 107 bouillant majoritairement à une température comprise entre 250°C et 380°C issue de l’étape de fractionnement (f).
De préférence, le liquide d’appoint et le liquide diluant sont de même nature, et sont avantageusement une partie de la coupe de distillats moyens 107 bouillant majoritairement à une température comprise entre 250°C et 380°C issue de l’étape de fractionnement (f).
Les injections latérales peuvent être réparties par couches horizontales dans le fond 11c et par couches horizontales dans la partie inférieure cylindrique 11a.
Avantageusement, le nombre d’injections latérales N par couche peut être compris entre 1 et 30, de préférence entre 2 et 10, et plus préférentiellement entre 2 et 6.
Chaque couche, que ce soit au sein d’une même partie ou dans les deux parties, peut avoir un nombre d’injections N différent.
Les injections au sein d’une même couche peuvent être espacées d’un angle ϕ égal à 360/N.
Le séparateur gaz/liquide cyclonique E peut comprendre une conduite d’évacuation 18 par laquelle le flux liquide sortant de la conduite de sortie 13 est évacué.
Selon un mode de réalisation, le séparateur gaz/liquide cyclonique E comporte un système limitateur de vortex 12, aussi appelé ici « brise-vortex », comme illustré à la figure 4 et aux figures 8A, 8B, et 9. Le système brise-vortex 12 comporte une ou plusieurs lame(s) plate(s) 20 disposée(s) de manière coaxiale à la conduite de sortie 13, avec une symétrie d’axe vertical Z, comprenant :
- une partie supérieure, de préférence de forme trapézoïdale, de hauteur e et d’angle d’inclinaison χ par rapport à l’axe Z qui se trouve dans le fond 11c du séparateur, l’angle χ étant strictement supérieur à 0 et inférieur ou égal à λ ;
- et une partie inférieure rectangulaire de hauteur (f+g) et de largeur sensiblement égale au diamètre D5 de la conduite de sortie 13,
ladite lame étant évidée centralement de manière symétrique par rapport à l’axe Z sur une partie de sa largeur d et sur une partie de sa hauteur au moins égale à e.
Ce mode de réalisation peut être combiné avec un ou plusieurs modes de réalisation décrits ci-dessus comportant des injections latérales 16 et 17.
Un tel système brise-vortex permet de limiter les dépôts de solides pouvant se former dans le liquide encrassant (particules solides ou composés susceptibles de floculer ou de s’adsorber à la paroi), tout en réduisant la vitesse tangentielle du liquide. Les particules solides peuvent être des asphaltènes précipités, des fines de catalyseurs supportés ou non supportés (usuellement de diamètre inférieur à 500 microns) ou des particules de coke, des sulfures de métaux tels que nickel, vanadium, fer, molybdène.
La géométrie des lames 20 est symétrique par rapport à l’axe Z. La lame comprend au moins deux parties distinctes tel que représenté dans les figures 8A et 9 :
- une première partie de hauteur e qui se trouve dans le fond 11c du séparateur E, aussi appelée partie supérieure de la lame. Ladite première partie est de préférence trapézoïdale quand le fond 11c est tronconique ou comporte une portion tronconique hébergeant ladite première partie de la lame. La hauteur e est définie entre le bas du fond 11c et la partie supérieure de la lame 20. Dans cette partie, la lame 20 s’élargit à l’intérieur du fond 11c avec un angle χ, en direction de la partie inférieure cylindrique 11c de l’enceinte surmontant le fond 11c. Tel que visible sur la figure 6, une ouverture rectangulaire de largeur d, symétrique par rapport à l’axe Z, est insérée au centre de la lame 20.
- Une deuxième partie de hauteur f positionnée au sein de la conduite de sortie 13, aussi appelée partie inférieure de la lame. La hauteur f est définie entre le bas du fond 11c et le début de la troisième partie de hauteur g. Dans cette partie de hauteur f, l’ouverture de largeur d est présente et alignée avec l’ouverture de la première partie de hauteur e.
- Une troisième partie optionnelle de hauteur g qui se trouve au sein de la conduite de sortie 13, faisant partie de la partie inférieure de la lame. La hauteur g est comprise entre la fin de la deuxième partie de hauteur f et la partie inférieure de la lame 20. Dans cette troisième partie, la lame est pleine, c’est-à-dire qu’aucune ouverture au centre de la lame n’est présente.
La géométrie du système limitateur de vortex peut s’adapter à des séparateurs ayant différentes géométries pour le fonds 11c telles que décrites plus haut, en choisissant un profil adapté à la forme locale du fond autour de la conduite de sortie 13, notamment un angle adapté pour la partie supérieure de la lame.
De préférence, la lame 20 est évidée à la fois dans la partie supérieure, de préférence trapézoïdale, sur une hauteur e et dans la partie inférieure rectangulaire sur une hauteur f.
La hauteur e de la partie supérieure de la lame 20 peut être comprise entre 0 et 10xD5, D5 étant le diamètre de la conduite de sortie 13, de manière préférée entre 0,5xD5 et 5xD5, et de manière très préférée entre 0,5xD5 et 2xD5.
La hauteur f correspondant à la partie évidée de la partie inférieure rectangulaire de la lame 20 peut être comprise entre 0 et 4xD5, de manière préférée entre 0 et 2xD5, et de manière très préférée entre 0,1xD5 et D5.
La hauteur g correspondant à la partie inférieure rectangulaire de la lame non évidée est inférieure à 4xD5, de manière préférée inférieure à 2xD5, et de manière très préférée inférieure ou égale à D5.
Selon un mode de réalisation non représenté, la lame est évidée sur toute sa hauteur, la hauteur g étant alors nulle.
Avantageusement, le brise-vortex comprend au moins deux lames 20, chaque lame 20 étant séparée de la suivante par un angle η, de préférence 2 à 8 lames, de manière très préférée 2 lames.
Chacune des lames 20 est de préférence évidée par une ouverture centrale rectangulaire de largeur d, et de longueur supérieure à e, symétrique par rapport à l’axe Z, insérée au centre de ladite lame.
Avantageusement, le rapport entre le diamètre D3 de la partie inférieure cylindrique 11a et le diamètre D5 de la conduite de sortie 13 du fond 11c est compris entre 1,1 et 1000, de préférence entre 2 et 500, et de manière préférée entre 3 et 100.
De préférence, l’angle χ est égal à l’angle d’inclinaison λ du fond 11c.
La partie de hauteur e du système limitateur de vortex 12 dans le fond 11c du séparateur permet de limiter les zones stagnantes et donc le dépôt de particules solides dans le fond.
L’évidement central de la lame permet aux particules solides présentes au centre de s’écouler vers les zones de haute vitesse de la conduite 13 sans possibilité que ces particules solides s’accrochent à une paroi (comme c’est le cas avec des brise-vortex classiques).
Le système limitateur de vortex est avantageusement au moins en partie fixé à la paroi de la conduite de sortie par soudure, collage ou tout autre moyen.
La séparation gaz liquide à l’étape (e) réalisée dans le séparateur E comporte les étapes suivantes :
- on envoie ledit effluent 1 dans le séparateur gaz/liquide,
- on réalise une première séparation centrifuge du liquide et du gaz contenus dans ledit effluent 1 à l’extrémité coudée 19 de la conduite d’entrée 2 dudit effluent,
- on réalise une deuxième séparation centrifuge du liquide et du gaz d’un mélange gaz/liquide 5bis issu de la conduite d’entrée 2 et envoyé dans le cyclone interne 8,
- on injecte un liquide diluant dans ledit cyclone interne 8, et
- on évacue un flux de gaz séparé 10 au sommet du séparateur et un flux de liquide séparé au fond dudit séparateur.
La première séparation centrifuge gaz/liquide est permise par la conduite d’entrée 2 de l’effluent, de préférence inclinée, qui comporte une extrémité coudée 19 débouchant dans la partie inférieure cylindrique 11a de l’enceinte 11.
On définit l’efficacité de séparation liquide de cette première séparation par centrifugation selon l’expression (I) ci-dessous :
(I) :
efficacité première séparation = 1 - (débit liquide dans flux de gaz 5/débit liquide dans effluent gaz liquide 1)
De préférence, la vitesse superficielle du gaz entrant par la conduite d’entrée 2 est comprise entre 1 m/s et 50 m/s, et plus préférentiellement entre 2 m/s et 30 m/s, et encore plus préférentiellement entre 3 m/s et 20 m/s.
En sortie de l’extrémité coudée 19 de la conduite 2, le liquide 4 qui a été séparé lors de cette première séparation centrifuge se dirige vers le fond 11c de l’enceinte 11, pour former une garde liquide définissant une interface gaz/liquide 6. Le gaz 5 qui a été séparé lors de cette première séparation centrifuge contient des gouttelettes liquides non séparées par l’extrémité coudée 19. Ce gaz 5 contenant encore des gouttelettes de liquide se dirige vers la partie supérieure cylindrique 11b de l’enceinte, où de préférence un élargissement de section permet de réduire la vitesse superficielle de gaz pour limiter l’entraînement des gouttelettes vers ladite partie supérieure 11b, qui sont alors séparée du gaz par élutriation. Cette séparation par élutriation constitue un troisième type de séparation possible dans le séparateur gaz/liquide cyclonique E. La vitesse superficielle du gaz dans ladite partie supérieure 11b, permettant une telle séparation par élutriation, est comprise entre 0,01 m/s et 0,4 m/s de préférence entre 0,01 m/s et 0,3 m/s.
On définit l’efficacité de séparation liquide par élutriation selon l’expression (II) ci-dessous :
(II) :
efficacité séparation par élutriation = 1 - (débit liquide dans mélange gaz liquide 5bis/débit liquide dans flux de gaz 5)
A titre d’exemple, pour cette séparation par élutriation, on peut calculer la vitesse terminale de chute de gouttelettes en fonction de leur taille et de la masse volumique du liquide, par exemple dans un écoulement gazeux caractérisé par une masse volumique de gaz de 30 kg/m3et une viscosité de 3.10-5Pa.s pouvant représenter l'écoulement à l’extrémité coudée 19 de la conduite d’entrée 2. Ainsi le tableau 2 ci-dessous donne plusieurs exemples de vitesse terminale de chute pour des gouttelettes de liquide de masse volumique de 700 kg/m3comprise entre 50 et 500 microns. La corrélation de Haider et Levenspiel, 1989 (Drag Coefficient and Terminal Velocity of Spherical and Nonspherical Particles, Powder Technology, 58, 1989, pp. 63-70) est utilisée pour ce calcul.
Masse volumique liquide (kg/m3) Diamètre gouttelettes (microns) vitesse terminale de chute (m/s)
700 50 0,025
100 0,080
200 0,200
300 0,300
400 0,400
500 0,460
Cette troisième séparation par élutriation possible permet une séparation encore plus poussée du gaz et du liquide de l’effluent envoyé dans le séparateur E.
La deuxième séparation gaz/liquide est réalisée grâce au cyclone interne 8. L’efficacité de séparation dans le cyclone interne est typiquement supérieure à 80%.
On définit l’efficacité de séparation liquide du cyclone interne selon l’expression (III) ci-dessous :
(III) :
efficacité séparation cyclone = débit liquide dans jambe de retour 9/(débit liquide dans mélange gaz liquide 5bis + débit liquide dans injection 7)
La vitesse superficielle du gaz dans le mélange gaz/liquide 5bis entrant dans le cyclone interne 8 peut être comprise entre 1 m/s et 40 m/s, de préférence entre 2 m/s et 30 m/s, et plus préférentiellement entre 3 m/s et 20 m/s.
L’injection d’un premier flux de liquide diluant par des injections 7 dans le tube d’entréeEndu cyclone interne 8 permet d’avoir une vitesse liquide dans la jambe de retour 9 du cyclone importante, ce qui réduit les risques d’encrassement dudit cyclone interne, et contribue ainsi au bon fonctionnement du séparateur dans le temps. En outre, l‘injection d’un tel premier flux de liquide diluant permet de diluer les gouttelettes de liquide contenues dans le mélange gaz/liquide 5bis, ce qui contribue également à réduire les risques d’encrassement dudit cyclone interne.
Le débit de ce premier flux de liquide diluant provenant des injections 7 est de préférence ajusté pour avoir un temps de résidence du liquide dans la jambe de retour 9 du cyclone interne 8 qui soit compris entre 5 s et 180 s, de préférence entre 20 s et 120 s, et de manière préférée entre 30 s et 100 s.
Le débit massique de ce premier flux de liquide diluant provenant des injections 7 est compris entre 0,1% et 30% du débit liquide massique de l’effluent 1, de préférence entre 0,1% et 25% du débit massique de l’effluent 1 et de manière préférée entre 1% et 20% du débit liquide massique de l’effluent 1.
Avantageusement, on réalise une injection d’un deuxième flux de liquide diluant par des injections 3 dans le tube de sortieSodu cyclone interne 8. L’injection d’un tel deuxième flux de liquide diluant permet de diluer le liquide encore éventuellement entrainé dans le flux de gaz séparé 10 au sommet du séparateur, ce qui réduit les risques d’encrassement des équipements pouvant se situer en aval du séparateur gaz/liquide et recevoir le flux de gaz séparé 10.
Lorsque le séparateur comporte des injections latérales de liquide (17, 16) dans la partie inférieure cylindrique de l’enceinte et/ou dans le fond 11c, la vitesse V du liquide injecté dans lesdites injections peut être comprise entre 0,05 m.s-1et 40 m.s-1, de préférence entre 0,1 m.s-1et 30 m.s-1et de manière très préférée entre 0,5 m.s-1et 10 m.s-1.
Le taux d’injection de liquide recyclé et/ou d’appoint injecté par les injections latérales 17 et 16 par rapport au liquide circulant dans le séparateur est avantageusement compris entre 1% et 400%, de préférence entre 5% et 100%, de manière très préférée entre 10% et 60% et de manière encore plus préférée entre 20 et 50%.
La vitesse du liquide recyclé et/ou d’appoint injecté dans lesdites injections latérales peut être comprise entre 0,05 m.s-1et 40 m.s-1, de préférence entre 0,1 m.s-1et 30 m.s-1et de manière très préférée entre 0,5 m.s-1et 10 m.s-1. De manière préférée, les diamètres des conduites d’injection latérale sont dimensionnés en fonction du débit de liquide à injecter afin d’obtenir les vitesses d’injection souhaitées.
Le séparateur gaz/liquide cyclonique E est de préférence adapté à un fonctionnement à haute pression, en particulier à une pression comprise entre 2 MPa et 38 MPa, de préférence entre 5 MPa et 25 MPa et de manière plus préférée entre 6 MPa et 20 MPa.
Le séparateur gaz/liquide cyclonique E est de préférence adapté à un fonctionnement à haute température, par exemple comprise entre 100°C et 550°C, de préférence entre 150°C et 450°C, et plus préférentiellement comprise entre 250°C et 450°C.
L’enceinte du séparateur gaz/liquide cyclonique E est ainsi de préférence adaptée à résister à de telles pressions, et à fonctionner à de telles températures. Elle comprend ainsi par exemple une enceinte métallique, d’épaisseur variable, typiquement de l’ordre de quelques centaines de millimètres, pouvant aussi comprendre en plus une couche supplémentaire d’un matériau réfractaire, par exemple d’une centaine de millimètres.
Grâce à ce séparateur gaz/liquide E spécifique, l’entrainement de gouttelettes de liquide encrassant est minimisé dans le flux gazeux 110, ce qui permet d’envoyer ce flux gazeux à l’étape d’hydrotraitement (h) de l’unité d’hydrocraquage, en minimisant les effets néfastes que peut avoir le liquide encrassant sur le lit fixe de catalyseur. La durée de cycle du catalyseur d’hydrotraitement est ainsi allongée, et un recyclage commun de l’hydrogène est possible. Le recyclage commun de l’hydrogène permet une réduction du nombre d’équipement requis pour la purification et le recyclage de l’hydrogène, notamment des compresseurs qui sont des machines tournantes complexes. Les systèmes de purification du gaz comme les colonnes d’absorption par lavage aux amines ou les dispositifs membranaires peuvent être mutualisés. Un gain de place avec une diminution de la surface au sol utilisée, ainsi que des économies sur la maintenance et les investissements initiaux (CAPEX) sont significatifs.
D’autres avantages sont liés à l’utilisation séparateur gaz/liquide spécifique E dans le procédé intégré d’hydrocraquage en lit fixe et d’hydroconversion en lit bouillonnant selon l’invention :
- L’intégration thermique est optimisée : le flux gazeux 110 récupéré en tête du séparateur gaz/liquide E à l’étape (e) est injecté directement chaud dans le réacteur d’hydrotraitement à l’étape (h), alors que dans un schéma non intégré un tel flux est décomprimé et refroidi dans une étape de fractionnement (f) avant d’être séparé puis réchauffé en vue de son injection dans l’étape (h).
- La pression du procédé en lit bouillonnant étant généralement plus élevée que celle du procédé en lit fixe, le flux à hydrodésulfurer (étape d’hydrotraitement (h)) n’a pas besoin d’être recomprimé/pompé. Dans un schéma typique de l’art antérieur où les procédés ne sont pas intégrés, le flux est détendu pour l’étape de fractionnement atmosphérique, ce qui le rend incompatible avec son injection directe dans le procédé aval à moins d’avoir recours à une étape supplémentaire de compression au moyen d’une pompe, qui augmente la consommation d’énergie du procédé et son coût.
- Le flux gazeux 110 comprend l’hydrogène issu des réacteur d’hydroconversion en lit bouillonnant. L’hydrogène est donc avantageusement injecté dans l’unité d’hydrocraquage en lit fixe, ce qui permet comme déjà expliqué plus haut d’intégrer les deux boucles traditionnelles de recycle de l’hydrogène de chacun des procédés d’hydroconversion en lit bouillonnant et d’hydrocraquage en lit fixe, permettant notamment de limiter le nombre et la puissance totale des compresseurs nécessaires à la circulation de l’hydrogène, mais également des autres équipement associés par exemple pour la purification de l’hydrogène.
- La section de fractionnement à l’étape de fractionnement (f) de l’unité d’hydroconversion 1000 est réduite (taille des équipements, notamment de la ou les colonnes de distillation), puisqu’une partie de l’effluent hydroconverti 103 ou la fraction légère 108 issue de l’étape de séparation supplémentaire (d) est séparé dans le séparateur gaz/liquide (E).
L’étape de fractionnement (f) de l’unité d’hydroconversion
Au moins une partie et de préférence la totalité du flux liquide 123 issu de l’étape de séparation gaz/liquide (e) est envoyé à une étape de fractionnement (f) dans une section de fractionnement, pour produire au moins une coupe de distillats moyens 107 bouillant majoritairement à une température inférieure à 380°C et une coupe lourde 106 bouillant majoritairement à une température supérieure ou égale à 380°C. Ladite coupe lourde 106 contient une fraction résiduelle bouillant à une température supérieure ou égale à 540°C.
D’autres coupes peuvent être produites, notamment une coupe légère 105, qui comporte les gaz légers et peut contenir au moins en partie d’autres distillats valorisables comme la coupe naphta et kérosène.
De préférence la coupe distillats moyens 107 est une fraction bouillant majoritairement à une température comprise entre 250°C et 380°C.
Le flux 123 peut être mélangé à la fraction liquide lourde 104 issue de l’étape de séparation supplémentaire (d) en aval de la dernière étape d’hydroconversion (ai) si celle-ci est mise en œuvre.
La section de fractionnement de cette étape (f) comporte une colonne de distillation atmosphérique, qui peut être associée à une colonne de 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 340°C, de préférence inférieurs à 370°C et de manière préférée inférieurs à 380°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 mise en œuvre seule une distillation atmosphérique est mise en œuvre.
La coupe distillats moyens 107, ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C, de préférence inférieurs à 370°C et de manière préférée inférieurs à 380°C, et de manière encore plus préférée compris entre250°C et 380°C, peut être avantageusement envoyée au moins en partie à l’étape d’hydrotraitement (h) dans de l’unité d’hydrocraquage 2000, en mélange avec l’effluent 112 et le flux gazeux 110, et optionnellement la charge de type gazole 126.
L’étape d’hydrocraquage (j) en lit fixe de l’unité d’hydrocraquage
Le procédé comprend une étape d’hydrocraquage (j) du deuxième flux de charges hydrocarbonées 114, ledit deuxième flux étant éventuellement envoyé en amont à une étape d’hydrotraitement (i) décrit plus bas, avant d’être envoyé (cf flux 115) dans ladite étape d’hydrocraquage (j).
L’étape d’hydrocraquage (j) opère en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage en lit fixe, 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-1et 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, peuvent 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 d’hydrocraquage (j) 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 4 h-1, de manière très préférée entre 0,3 et 5 h-1et 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 (j) permettent généralement d’atteindre des conversions par passe, en produits ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C, et mieux inférieurs à 380°C, supérieures à 15% poids et de manière encore plus préférée comprises entre 20 et 95% poids.
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 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 de est préférence constitué de nickel, de tungstène et de l’alumine ou de la silice alumine.
Dans l’étape d’hydrocraquage (j), la conversion, durant la première étape, en produits ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C, et mieux inférieurs 380°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%.
L’étape d’hydrotraitement (i) en lit fixe de l’unité d’hydrocraquage
Le deuxième flux de charges hydrocarbonées 114 peut éventuellement être envoyé dans une étape d’hydrotraitement (i) en lit fixe de catalyseur, avant d’être envoyées dans l’étape d’hydrocraquage (j). Dans cette étape optionnelle d’hydrotraitement, lesdites charges sont avantageusement désulfurées et désazotées.
De préférence, ladite étape d’hydrotraitement (i) est avantageusement mise en œuvre dans les conditions classiques d’hydroraffinage et en particulier en présence d’hydrogène et d’un catalyseur d’hydrotraitement en lit fixe, et à une température comprise entre 200 et 400°C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1et 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 115 issu de l’étape d’hydrotraitement (i) et entrant dans l’étape d’hydrocraquage (j) comprend une teneur en azote de préférence inférieure à 300 ppm poids et de préférence inférieure à 50 ppm poids.
Dans le cas où une étape d’hydrotraitement (i) est mise en œuvre, l’étape d’hydrotraitement et l’étape d’hydrocraquage (j) peuvent avantageusement être réalisée 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 fixes catalytiques, les premiers lits catalytiques comprenant le ou les catalyseurs d’hydrotraitement et les lits catalytiques suivants comprenant le ou les catalyseurs d’hydrocraquage.
L’étape de séparation gaz/liquide (k) de l’unité d’hydrocraquage
Le procédé selon l’invention comprend une étape de séparation gaz/liquide (k) de l’effluent issu de l’étape (j) pour produire un effluent liquide 117 et un effluent gazeux 118 comprenant au moins de l’hydrogène.
De préférence, l’étape de séparation gaz/liquide (k) est mise en œuvre dans un ballon séparateur dit « haute température haute pression » ou « chaud à 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 (j) diminuée des pertes de charges.
Une ballon dit « basse température haute pression » ou « froid à haute pression » peut également être utilisé en plus du ballon chaud à haute pression, opérant à une température comprise entre 30°C et 200°C, préférentiellement entre 35°C et55°C, dont la pression est similaire à celle du séparateur chaud à haute pression, diminuée des pertes de charges. L’effluent vapeur du ballon séparateur chaud à haute pression alimente le ballon séparateur froid à haute pression.
L’étape de purification et de compression (l) de l’unité d’hydrocraquage
Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape de purification et de compression(l)de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène 118 dans une section commune de recyclage pour le recyclage de l’hydrogène dans au moins l’étape d’hydrocraquage (j) et au moins une des étapes d’hydroconversion (ai).
Cette étape est nécessaire pour permettre le recycle du gaz en amont, c’est-à-dire notamment dans l’étape d’hydrocraquage (j), donc à pression plus élevée.
L’effluent gazeux 118 comprenant au moins de l’hydrogène peut avantageusement être mélangé avec de l’hydrogène d’appoint avant ou après son introduction dans l’étape (l), de préférence via un compresseur d’hydrogène d’appoint appelé « 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 envoyée dans les étapes d’hydrocraquage (g) et/ou d’hydrotraitement (h). Cela correspond respectivement aux flux 203 et 200 dans les figures 1A, 1B et 2.
Une partie de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène comprimé peut également avantageusement être envoyée dans l’étape d’hydrotraitement (i) (flux 201).
Une partie de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène comprimé peut également avantageusement être envoyée dans une ou plusieurs des étapes d’hydroconversion en lit bouillonnant, par exemple dans les étapes (a1) et (a2). Il s’agit des flux d’hydrogènes recyclés 204 et 205.
La purification de l’effluent gazeux 118 peut être mise en œuvre par toutes les techniques connues de l’homme du métier. Par exemple, une colonne d’absorption utilisant un lavage aux amines à haute pression peut être utilisée, permettant d’absorber l’H2S notamment généré dans les étapes (a1), (a2), (i), (j), (g) et (h). L’effluent lavé en tête de colonne d’absorption peut aussi être envoyé au moins en partie dans un comportant une membrane connu de l’homme du métier et permettant de purifier le flux d’hydrogène en séparant notamment les gaz produits par les réactions de craquage ou d’hydrotraitement des étape (a1), (a2), (i), (j), (g) et (h).
Un ou plusieurs compresseurs d’hydrogène peuvent être utilisé, qui recevaient le gaz purifié, pour ensuite recycler l’hydrogène dans une ou plusieurs, voire toutes, les étapes d’hydrocraquage en lit fixe, d’hydrotraitement en lit fixe et d’hydroconversion en lit bouillonnant du procédé selon l’invention.
L’étape de fractionnement (m) de l’unité d’hydrocraquage
Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape de fractionnement(m)de l’effluent liquide 117 issu de l’étape(j) en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C, de préférence inférieurs à 370°C et de manière préférée inférieurs à 380°C, et une fraction liquide non convertie 119 ayant un point d’ébullition supérieur ou égal à 340°C, de préférence supérieur ou égale à 370°C et de manière préférée supérieur ou égal à 380°C également appelée UCO ou « unconverted oil » selon la terminologie anglo saxonne.
De préférence, ladite étape de fractionnement (m) comprend une première étape de séparation comprenant 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’H2S d’au moins un effluent hydrocarboné produits durant l’étape d’hydrocraquage (j). 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 340°C, de préférence inférieurs à 370°C et de manière préférée inférieurs à 38°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 340°C, de préférence inférieur à 370°C et de manière préférée inférieurs à 380°C sont avantageusement distillés à pression atmosphérique pour obtenir plusieurs fractions converties à point d'ébullition d'au plus 340°C, et de préférence une fraction gaz légers C1-C4, au moins une fraction essence et au moins une fraction distillats moyens kérosène et gazole.
L’étape d’hydrocraquage (g) en lit fixe de l’unité d’hydrocraquage
La fraction liquide UCO 119 contenant des produits dont le point d’ébullition est supérieur ou égal à 340°C, de préférence supérieur ou égal à 370°C et de manière préférée supérieur ou égal à 380°C et issue de la distillation est au moins en partie et de préférence en totalité introduite dans la deuxième étape d’hydrocraquage (g) du procédé selon l'invention.
Une purge 122 peut avantageusement être réalisée sur la fraction liquide résidu 119 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 e) 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.
L’étape d’hydrocraquage (g) de ladite fraction liquide UCO 119 issue de l’étape de fractionnement (m), éventuellement purgée, opère en présence d'hydrogène et d’un catalyseur d’hydrocraquage en lit fixe, 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-1et 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.
Ces conditions opératoires utilisées permettent généralement d’atteindre des conversions par passe, en produits ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C, de préférence inférieurs à 370°C et de manière préférée inférieurs à 380°C, supérieures à 15% poids et de manière encore plus préférée comprises entre 20 et 80% poids. Néanmoins, la conversion par passe dans cette étape (g) est maintenue faible afin de maximiser la sélectivité du procédé en produit ayant des points d’ébullitions compris entre 150 et 370°C (distillats moyens). 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 (g) et le débit de la charge de l’étape (j), préférentiellement ce ratio est compris entre 0,2 et 4, de manière préférée entre 0,5 et 2.
Conformément à l’invention, l’étape d’hydrocraquage (g) opère en présence d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage en lit fixe. 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 (g) peut être identique ou différent de celui utilisé dans l’étape (j) 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-1généralement) 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 (g) 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 utilisés dans l’étape (g) 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 (g) 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 e) comprend et de préférence constitué au moins un métal du groupe VI et/ou au moins un métal du groupe VIII non noble, une zéolithe Y et de l’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 de est préférence constitué de nickel, de tungstène et de l’alumine ou de la silice alumine.
L’étape d’hydrotraitement (h) en lit fixe de l’unité d’hydrocraquage
Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape d’hydrotraitement(h)de l’effluent 112 issu de l’étape d’hydrocraquage (g) en mélange avec au moins ledit flux gazeux 110 issu de l’étape de séparation gaz/liquide (e).
De préférence le mélange envoyé à l’étape (h) comprend également une charge liquide hydrocarbonée 126 distincte de l’effluent 112, ladite charge 126 comprenant au moins 95% poids de composés bouillants à une température d'ébullition comprise entre 150 et 400°C, de préférence entre 150 et 380°C et de manière préférée comprise entre 200 et 380°C.
De préférence le mélange envoyé à l’étape (h) comprend également, en partie ou en totalité, la coupe de distillats moyens 107 issu de l’étape de fractionnement (f) de l’unité d’hydroconversion en lit bouillonnant 1000.
La totalité de l’effluent 112 issu de l’étape (g) est donc co-traité dans l’étape d’hydrotraitement (h) en mélange avec le flux gazeux 110, et de préférence en mélange avec la charge liquide hydrocarbonée 126 distincte dudit effluent 112 issu de la deuxième étape d’hydrocraquage (g) et/ou en mélange avec la coupe de distillats moyens 107.
Ladite charge liquide hydrocarbonée 126 peut avantageusement être une charge provenant d’une unité externe audit procédé selon l’invention ou un flux interne audit procédé selon l’invention, ledit flux interne étant différent dudit effluent issu de la deuxième étape d’hydrocraquage (g). De préférence, ladite charge liquide hydrocarbonée126 est une charge provenant d’une unité externe audit procédé selon l’invention.
De préférence, ladite charge liquide hydrocarbonée 126 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, un distillat sous vide légers (Light Vacuum Gasoil Oil (LVGO) selon la terminologie anglo-saxonne), et les charges liquides hydrocarbonées issues d’une unité de cokéfaction (coking selon la terminologie anglo-saxonne), de préférence le gazole d’une unité de cokéfaction, 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 FCC, de préférence les gazoles légers (LCO pour « light cycle oil » selon la terminologie anglo-saxonne) issus d'une unité de craquage catalytique, et une charge gazole issue de la conversion de biomasse (estérification par exemple), lesdites charges peuvent être prises seules ou en mélange.
La proportion de ladite charge liquide hydrocarbonée distincte 126 co-traitée avec l’effluent issu de l’étape (g) dans l’étape (h) peut représenter entre 20% et 80% poids de la masse totale du mélange liquide total à l’entrée de l’étape (h) d’hydrotraitement, de manière préférentielle entre 30% et 70% poids et de manière encore plus préférentielle entre 40% et 60% poids.
La proportion des produits hydrocarbonés contenus dans les flux 110 et 107, co-traités avec l’effluent issu de l’étape (g) dans l’étape (h) peut représenter entre 20% et 80% poids de la masse totale du mélange liquide total à l’entrée de l’étape (h) d’hydrotraitement, de manière préférentielle entre 30% et 70% poids et de manière encore plus préférentielle entre 40% et 60% poids.
Le traitement de l’effluent issu de l’étape (g) en mélange avec le flux 110, et de préférence aussi en mélange avec la charge liquide hydrocarbonée 126 et/ou la coupe de distillats moyens 107, dans une étape (h) d’hydrotraitement, en aval de l’étape d’hydrocraquage (g), permet en plus de désulfurer le flux 110, la charge 126 et la coupe 107, de minimiser la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA). Minimiser la formation des HPNA permet de minimiser la purge 122 requise sur la fraction liquide UCO 119 issue de l’étape (m) et donc d’augmenter la conversion globale du procédé d’hydrocraquage. 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 d’hydrocraquage selon l’invention est avantageusement compris entre 0 et 2%.
Cette étape (h) d’hydrotraitement opère en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement en lit fixe, à une température comprise entre 200°C et 390°C, sous une pression comprise entre 2 MPa et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 h-1et 5 h-1et 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 (h), 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 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.
L’étape d’hydrotraitement (h) permet également la conversion de la partie non convertie de l’effluent issu de l’étape d’hydrocraquage (g), ce qui permet de réduire la quantité de catalyseur utilisée dans l’étape (g) d’hydrocraquage à iso conversion par passe de l’étape constituée par la combinaison de l’étape (g) d’hydrocraquage et de l’étape (h) d’hydrotraitement. Par ailleurs, la présence de l’étape d’hydrotraitement (h) augmente la quantité d’hydrogène dans le recycle de la fraction liquide UCO ayant un point d’ébullition supérieur ou égal à 340°C vers l’étape (g) d’hydrocraquage, ce qui facilite leur conversion dans ladite étape (g) et diminue encore ainsi la quantité de catalyseur nécessaire dans ladite étape (à iso-durée de vie).
L’étape d’hydrocraquage (g) et l’étape d’hydrotraitement (h) 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 (h) d’hydrotraitement opère avantageusement à une pression supérieure à la pression de l’effluent issu de l’étape (j) 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 (h) d’hydrotraitement peut avantageusement être recyclée dans l’étape (k) 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 (h) est assuré par le même compresseur que le recycle de gaz contenant de l’hydrogène vers l’étape (j).
Dans un deuxième mode de réalisation particulier, au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent issu de l’étape (h) 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 (h). Ladite deuxième étape de séparation est mise en œuvre préférentiellement à une température comprise entre 200 et 390°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 (g) d’hydrocraquage et/ou dans l’étape (h) 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 (l) de purification et 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 (g) et/ou dans l’étape (h).
Exemples
Exemple 1 : procédé intégré avec séparateur gaz/liquide cyclonique E (conforme à l’invention)
Cet exemple est un procédé conforme à l’invention dans lequel le procédé hydroconversion en lit bouillonnant et le procédé d’hydrocraquage « deux étapes » sont intégrés, avec une étape de séparation gaz/liquide dans un séparateur cyclonique E d’un flux provenant de l’hydroconversion en lit bouillonnant et séparant un flux gazeux 110 envoyé en co-traitement avec l’effluent de seconde étape d’hydrocraquage (donc avec de l’UCO hydrocraqué) dans le procédé d’hydrocraquage.
La figure2 illustre un tel procédé.
Dans cet exemple de procédé selon l’invention, il est réalisé deux étapes d’hydroconversion sont réalisées, et les étapes de séparation intermédiaire (b1) et de séparation supplémentaire (d) ne sont pas optionnelles. Le flux gazeux 110 est envoyé en mélange avec la fraction UCO hydrocraqué 112, la coupe de distillats moyens 107 issue du fractionnement (f) de l’unité d’hydroconversion 1000, et une charge gazole distincte 126 à l’étape d’hydrotraitement (h) de l’unité d’hydrocraquage 2000.
Le tableau 3 ci-dessous donne les propriétés du premier flux de charges hydrocarbonées 100 envoyé dans l’unité d’hydroconversion en lit bouillonnant et du deuxième flux de charges hydrocarbonées 114 envoyé dans l’unité d’hydrocraquage en lit fixe. Le flux 114 est constitué d’un mélange de trois charges : 2 distillats sous vide (VGO) et une huile desasphaltée DAO. Les débits respectifs de ces trois charges du flux 114 sont données dans le tableau 4 ci-dessous.
110 114
VGO1 VGO2 DAO
Densité Spécifique
(Spgr : « special gravity »)		 - 1,0510 0,9400 0,9575 1,0105
Soufre % pds 5,67 3,30 0,54 1,20
Azote % pds 0,508 1 170 3 081 3 484
CCR (Carbone Conradson) % pds 26,55 0,99 0,10 10,90
Métaux
Ni
V		 ppm
pds
62,3
215,7
0,1
0,3
1,0
2,0
3,7
4,5
Asphaltènes-C7 % pds 15,39 - 0,05 0,05
540°C+ (i.e. bouillant à 540°C ou plus) % pds 93,50
Normes distillation ASTM D1160 D2887 D2887
0 % pds 363 373 425
5 % pds 386 389 450
10 % pds 397 397 485
30 % pds 434 427 545
50 % pds 470 458 585
70 % pds 515 493 630
90 % pds 575 534
95 % pds 599 548
114
Débit massique (t/j) Débit massique (% poids)
VGO1 2394 52,2
VGO2 1525,5 33,2
DAO 665,5 14,6
Total 4584 100
Le tableau 6 plus bas donne les conditions opératoires des différentes étapes du procédé selon cet exemple 1.
Le premier flux de charges 100 est injecté en mélange avec le flux d’hydrogène recyclé 204 dans une première étape d’hydroconversion (a1) en lit bouillonnant comportant un four permettant de préchauffer la charge à la température opératoire du réacteur en lit bouillonnant. L’effluent 101 de l’étape (a1) est envoyé dans une étape de séparation intermédiaire(b1) mise en œuvre au moyen d’un séparateur liquide/vapeur comportant un fond conique pour limiter les dépôts de particules encrassantes. La fraction liquide lourde 102 de l’étape (b1) est envoyée en mélange avec le flux d’hydrogène 205 dans une seconde étape d’hydroconversion (a2) en lit bouillonnant opérant à une température supérieure à celle de l’étape (a1). La température dans le réacteur de l’étape (a2) est atteinte grâce à une préchauffe du flux d’hydrogène 205 avant son injection, cette préchauffe est réalisée dans un four. L’effluent 103 de l’étape (a2) est envoyé dans une étape de séparation supplémentaire (d). Les effluents gaz 109 et 108 des étapes de séparation intermédiaire (b1) et supplémentaire (d) sont susceptibles de comporter des gouttelettes liquides de composés plus lourds entrainées dans la phase gaz lors de la séparation dans les séparateurs des étapes (b1) et (d). Les effluents gaz 108 et 109 sont envoyés à l’étape de séparation gaz/liquide (e) dans le séparateur cyclonique E qui permet de limiter l’injection de ces gouttelettes de liquide encrassant dans l’étape (h) d’hydrotraitement en lit fixe de l’unité d’hydrocraquage 2000.
Le séparateur gaz/liquide cyclonique est tel que représenté aux figures 4 à 6. Il comporte deux sections cylindriques dont une section supérieure de hauteur H3 et de plus grand diamètre D4 que le diamètre D3 de la section inférieure qui a une hauteur H2. La section inférieure se prolonge à la base du séparateur par une partie tronconique. Le cyclone interne a une diamètre D et une hauteur H. Les principales caractéristiques géométriques du séparateur cyclonique E sont données dans le tableau 5 ci-dessous.
Paramètres Unités
D3 (section inf.) Mètre 1
D4(section sup.) Mètre 2,5
H2 (section inf.) Mètre 3
H3 (section sup.) Mètre 4
D (cyclone 8) Mètre 0,55
H (cyclone 8) Mètre 2,2
Le flux liquide 123 issu de l’étape (e) est mélangé à la partie lourde 104 issue de l’étape (d) puis le mélange est envoyé dans une étape de fractionnement atmosphérique (f). L’étape (f) est un fractionnement atmosphérique au moyen d’une colonne de distillation atmosphérique connu de l’homme du métier. Le diamètre de sa section principale de la colonne de distillation (au niveau du soutirage de distillats moyens) est de 5,80 m. Il permet d’obtenir un flux de gaz 105, un flux d’huile non convertie 106 et un flux de distillats moyens 107. Le flux 107 est mélangé à flux gazeux 110 issu de l’étape (e) avant son injection dans l’étape d’hydrotraitement en lit fixe (h).
Le deuxième flux de charges hydrocarbonées 114 est envoyé en mélange avec le flux d’hydrogène 201 dans une étape d’hydrotraitement (i) en lit fixe dont la température opératoire est atteinte via un four et une intégration thermique avec les effluents des réacteurs, connue de l’homme du métier et non décrite ici.
L’effluent 115 issu de l’étape (i) est envoyé en mélange avec le flux d’hydrogène 202 dans la première étape d’hydrocraquage en lit fixe (j).
L’effluent 116 issue de l’étape (j) est envoyé en mélange avec l’effluent 113 issu de l’étape d’hydrotraitement en lit fixe(h) dans l’étape de séparation (k) à haute pression. L’étape (k) est typique de l’étape de séparation HP dans un procédé d’hydrocraquage, connue de l’homme du métier. Cette étape est comporte un séparateur dit « chaud à haute pression », la pression étant égale à la pression opératoire de l’étape (j) diminuée des pertes de charges. L’étape (k) comporte également un ballon séparateur dit « froid à haute pression », dont la pression est similaire à celle du séparateur chaud à haute pression, diminuée des pertes de charges. L’effluent vapeur du ballon séparateur chaud à haute pression alimente le ballon séparateur froid à haute pression.
L’effluent vapeur 118 du ballon séparateur froid à haute pression est composé à 90%mol d’hydrogène. Ce flux alimente l’étape (l) de purification et compression : la purification est réalisée par une colonne d’absorption utilisant un lavage aux amines à haute pression permettant d’absorber l’H2S généré dans les étapes (a1), (a2), (i), (j), (g) et (h). L’effluent lavé en tête de colonne d’absorption est ensuite divisé en deux parties, la première alimentant un équipement compris dans l’étape (l) composé d’une membrane connue de l’homme du métier et permettant de purifier le flux d’hydrogène en séparant notamment les gaz produits par les réactions de craquage et d’hydrotraitement des étape (a1), (a2), (i), (j), (g) et (h). L’effluent de la membrane est à une pression de 8 MPaG, et est injecté dans le compresseur d’hydrogène d’appoint. L’autre partie du flux lavé issus de la colonne d’absorption est injecté dans un compresseur centrifuge avant d’être mélangé avec l’effluent du compresseur de recycle. Le mélange de ces deux gaz, constituant l’hydrogène recyclé, est ensuite injecté dans les étapes a (a1), (a2), (i), (j), (g) et (h) via les flux respectifs 204, 205, 201, 202, 203, 200. La puissance totale de compression de l’étape (l) est 30 MW. La couverture des étapes (i) et (j), définie comme le ratio minimal entre l’hydrogène et les hydrocarbures liquides, est de 1000Nm3/Sm3.
L’effluent liquide 117 issu de l’étape de séparation (k) est envoyé dans l’étape (m) de fractionnement atmosphérique, comportant une première colonne de stripage à la vapeur pour réduire la quantité d’H2S a moins de 10ppm dans la phase liquide. L’effluent liquide du stripeur est injecté dans une colonne de fractionnement atmosphérique permettant de récupérer en tête un flux de gaz craqués, un flux de naphta, un flux de distillats moyens comportant moins de 10 ppm poids de soufre et un flux d’huile non convertie 119 en fond de colonne. Ce dernier est purgé à hauteur de 0,5% via le flux de purge 122. Cette purge permet d’éviter l’accumulation d’HPNA dans la boucle de recycle.
Le flux 119 diminué de la purge 122 est envoyé dans la seconde étape d’hydrocraquage (g) en lit fixe.
L’UCO hydrocraqué 112 issu de l’étape (g) est injecté, en mélange avec le flux gazeux 110 issu du séparateur gaz/liquide cyclonique E de l’étape (e), et en mélange avec la charge 126 et la coupe distillats moyens 107, dans l’étape (h) d’hydrotraitement en lit fixe. L’objectif de l’étape (h) est de désulfurer les flux 110 et 107 issus de l’étape (e) et de l’étape (f) ainsi que la charge 126 composée d’une charge de type gazole issue de la distillation primaire d’un pétrole brut (gazole straight-run), afin de limiter la quantité de soufre dans le flux de distillats moyens 121 issu de l’étape de fractionnement (m) pour atteindre préférentiellement la spécification soufre commerciale du diesel moteur (10 ppm poids). La couverture des étapes (g) et (h) est au moins de 1000 Nm3/Sm3.
Le gaz issu de l’étape (e) possède la composition donnée dans le tableau 7 plus bas. La majeure partie des composés lourds (VGO, UCO) en entrée de l’étape (e) ne sont pas envoyés dans l’étape (h). Le séparateur gaz/liquide cyclonique E de l’étape (e) permet également de limiter l’entrainement hydraulique de gouttelettes de produits encrassants. Ces deux effets permettent de limiter l’encrassement de l’étape (h) d’hydrotraitement en lit fixe et d’augmenter significativement le temps de cycle du catalyseur de l’étape (h). Cette durée de cycle est estimée à 5 ans minimum.
60% des hydrocarbures du flux 114 dont le point d’ébullition est supérieur ou égal à 380°C sont convertis dans les étapes (i) et (j), 39,5% sont convertis dans les étapes (g) et (h) en recycle. Le taux de recycle définir comme le ratio entre le débit massique du flux 119 et le débit massique du flux 114 est égal à 1. La conversion totale des hydrocarbures lourds du flux 114 est donc de 99.5%.
Etape Température (°C) Pression partielle H2 (MPa) VVH
(vitesse spatiale horaire du réacteur, h-1)		 Catalyseur
a1 425 13,5 0,39 NiMo/Alumine
b1 425 13,5
a2 430 13,5 0,39 NiMo/Alumine
d 430 13,5
e 270 16,7
i 385 13,0 0,35 NiMo/Alumine
j 393 12,5 1,85 Métal/zéolithe
k
ballon 1
ballon 2
200
40
13,0 - pertes charges
13,0 - pertes charges
g 359 12,5 1,5 Métal/zéolithe
h 370 12,5 1,4 NiMo/Alumine
Phase gaz
Composition Flux en entrée de l’étape e (t/hr) Flux en sortie de l’étape e : flux 110 (t/hr) Taux de récupération
H2 7,4 7,3 99%
H2S 10,4 10,1 97%
NH3 0,4 0,4 97%
H2O 0,2 0,2 97%
C1-C2 5,2 5,1 98%
C3-C4 4,9 4,7 96%
Naphta 16,8 14,9 89%
Kérosène 16,6 11,4 68%
Diesel 19,6 6,4 33%
VGO 12,4 0,6 5%
UCO 0,4 0,0 0%
CO2 7,4 7,3 99%
Exemple 2 : procédé intégré sans séparateur gaz/liquide cyclonique E (non conforme à l’invention)
Cet exemple est très identique à l’exemple 1, à la seule différence qu’il est utilisé séparateur liquide/gaz classique connu de l’homme du métier à l’étape (e), à la place du séparateur gaz/liquide cyclonique E. Ce séparateur, qui est un ballon de flash classique, i.e. sans cyclone interne ni injection d’un liquide diluant, ni comportant une conduite d’entrée spécifique comme l’entrée à extrémité coudée du séparateur E, ni comportant une variation de diamètre sur sa hauteur, est dimensionné de manière à avoir une vitesse gaz égale à 80% de la vitesse critique d’entrainement des gouttelettes de 100 microns. La quantité de gouttelettes entrainées est faible, mais néanmoins suffisante pour réduire la durée de cycle du catalyseur de l’étape (h). Cette durée de vie est estimée à 3 ans maximum dans cet exemple.
Exemple 3 : procédés non intégrés (non conforme à l’invention)
Cet exemple est un cas de base comparatif dans lequel les procédés d’hydrocraquage de DSV et d’hydroconversion de charges lourdes sont mis en œuvre dans deux procédés séparés dédiés.
La figure 3 illustre une telle configuration. Aucun flux n’est échangé entre les unités d’hydroconversion en lit bouillonnant 1001 et l’unité d’hydrocraquage en lit fixe 2001. La désulfuration de coupes gazoles est effectuée dans l’étape d’hydrotraitement (h) du procédé d’hydrocraquage, en aval de la deuxième étape d’hydrocraquage (g), de manière indépendante à celle effectuée dans l’étape (h’) du procédé d’hydroconversion.
L’étape (h) traite les mêmes charges que dans l’exemple 1 à l’exception du flux gazeux 110 de l’étape (e) qui n’est pas envoyé à l’étape (h) dans cette configuration selon l’art antérieur, et du flux 107 issu de l’étape de fractionnement de l’unité d’hydroconversion en lit bouillonnant.
Dans cet exemple non intégré, une étape (h’) d’hydrotraitement de la coupe de distillats moyens 107 issus du fractionnement (f) est réalisée, et n’est pas intégrée à la boucle de recycle de l’hydrocraqueur en lit fixe. Cette étape (h’) est un procédé d’hydrotraitement de distillats moyens connu de l’homme du métier. Il comporte une section de séparation haute pression dédiée, une colonne de lavage aux amines à haute pression, un compresseur de recycle dédié et une section de stripage à la vapeur dédiée.
Les conditions opératoires et le catalyseur des différentes étapes sont données dans le tableau 8 ci-dessous.
Etape Température (°C) ppH2min (MPa) Catalyseur
a1 425 13,5 NiMo/Alumine
a2 425 13,5 NiMo/Alumine
i 384 13,0 NiMo/Alumine
j 393 12,5 Métal/zéolithe
g 370 12,5 Métal/zéolithe
h 385 12,5 NiMo/Alumine
h' 340 9,0 NiMo/Alumine
Dans le tableau 8, ppH2 signifie pression partielle en H2.
Les charges 100 et 114 sont identiques à celles de l’exemple 1. Le taux de recycle et la conversion totale sont également conservées (1 et 99,5% respectivement).
Dans cet exemple non intégré, l’étape (d) est plus complexe que dans l’exemple 1. En effet elle comporte les dispositifs nécessaires à la condensation des coupes distillats moyens et naphta. Elle comporte notamment un aérocondenseur et un ballon de séparation liquide/vapeur froid à haute pression opérant à 40°C à la même pression que le ballon de séparation chaud à haute pression qui réceptionne l’effluent de l’étape (a2) (séparateur équivalent à celui de l’exemple 1). L’étape de fractionnement (f) traite un débit de charge supérieur à celui de l’exemple 1 puisqu’elle reçoit les condensats 104 issus de l’étape (d). Le diamètre de la colonne de fractionnement est donc plus grand que le diamètre de cette colonne dans l’exemple 1 : 6,10 m.
Les compresseurs pour le recyclage de l’hydrogène ne sont pas associés, il existe donc dans cette exemple 3 deux sections de compression, une pour l’unité d’hydroconversion en lit bouillonnants 1001 et une pour l’unité d’hydrocraquage en lit fixe 2001. La puissance totale de compression est 32MW. La multiplication du nombre de machines tournantes complexes telles que les compresseurs est un inconvénient en terme de fiabilité du procédé en en terme de couts de maintenance. Le nombre d’équipements du procédé non intégré selon l’exemple 3 est largement plus élevé que le nombre d’équipements composant les deux autres exemples, ceci se traduisant par une augmentation de la surface au sol occupée par les équipement du procédé.

Claims (19)

  1. Procédé intégré d’hydroconversion d’un premier flux de charges hydrocarbonées lourdes (100) contenant une fraction d’au moins 50 % poids ayant une température d'ébullition d'au moins 300°C, et d’hydrocraquage d’un deuxième flux de charges hydrocarbonées (114) contenant une fraction d’au moins 20% poids et de préférence au d’au moins 80% poids ayant une température d'ébullition d’au moins 340°C, comportant au moins les étapes suivantes :
    - une ou plusieurs d’hydroconversion(a i )dudit premier flux de charges hydrocarbonées lourdes (100) opérant en présence d'hydrogène dans une ou plusieurs sections d’hydroconversion comportant chacune au moins un réacteur triphasique contenant au moins un catalyseur d'hydroconversion fonctionnant en lit bouillonnant, à une pression absolue comprise entre 2 MPa et 38 MPa, à une température comprise entre 300°C et 550°C, à une vitesse spatiale horaire par rapport au volume de chaque réacteur triphasique comprise entre 0,05 h-1et 10 h-1, et avec une quantité d'hydrogène comprise entre 50 Nm3/m3et 5000 Nm3/m3, de manière à obtenir un effluent liquide hydroconverti (103) à teneur réduite en asphaltènes C7, en Carbone Conradson, en métaux, en soufre et en azote ;
    - une étape de séparation gaz/liquide(e)dans un séparateur gaz/liquide cyclonique (E) dudit effluent liquide hydroconverti (103) ou de la partie légère (108) issue d’une étape de séparation supplémentaire optionnelle(d)dudit effluent hydroconverti, pour produire d’une part un flux gazeux (110) comportant au moins des gaz légers comprenant du dihydrogène, du méthane, de l’éthane, de l’H2S, de l’ammoniac, et comportant la fraction naphta, la fraction kérosène et au moins une partie de la fraction gazole, et d’autre part au moins un flux liquide (123), ledit séparateur gaz/liquide cyclonique comportant une enceinte contenant un cyclone interne (8) muni de moyens d’injection d’un liquide diluant en entrée et optionnellement en sortie gaz dudit cyclone interne ;
    - une étape de fractionnement(f)dans une section de fractionnement (F) d’une partie ou de la totalité du flux liquide (123) issu de l’étape de séparation gaz/liquide (e) produisant au moins une coupe de distillats moyens bouillant majoritairement à une température inférieure à 380°C (107) et une coupe lourde bouillant majoritairement à une température supérieure ou égale à 380°C (106), ladite coupe lourde contenant une fraction résiduelle bouillant à une température supérieure ou égale à 540°C ;
    - une étape d’hydrocraquage(j)dudit deuxième flux de charges hydrocarbonées (114) opérant, en présence d’hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage en lit fixe, à une température comprise entre 250°C et 480°C, sous une pression comprise entre 2 MPa et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 h-1et 6 h-1et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 L/L et 2000 L/L,
    - une étape de séparation gaz/liquide(k)de l’effluent (115) issu de l’étape (j) pour produire un effluent liquide (117) et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène (118),
    - une étape de purification et de compression(l)de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène (118) dans une section commune de recyclage (L) pour le recyclage de l’hydrogène dans au moins l’étape d’hydrocraquage (j) et au moins une des étapes d’hydroconversion (ai),
    - une étape de fractionnement(m)de l’effluent liquide (117) issu de l’étape (k) en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C et une fraction liquide non convertie (119) ayant un point d’ébullition supérieur à 340°C,
    - une étape d’hydrocraquage(g)de ladite fraction liquide non convertie (119) issue de l’étape de fractionnement (m) opérant, en présence d'hydrogène et d’un catalyseur d’hydrocraquage en lit fixe à une température comprise entre 250°C et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 h-1et 6 h-1et 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,
    - une étape d’hydrotraitement(h)de l’effluent (112) issu de l’étape d’hydrocraquage (g) en mélange avec au moins ledit flux gazeux (110) issu de l’étape de séparation gaz/liquide (e), ladite étape (h) d’hydrotraitement opérant en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement en lit fixe, à une température comprise entre 200°C et 390°C, sous une pression comprise entre 2 MPa et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 h-1et 5 h-1et 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. Procédé selon la revendication 1, dans lequel la coupe de distillats moyens bouillant majoritairement à une température inférieure à 380°C (107) issue de l’étape de fractionnement(f)est envoyée, en partie ou en totalité, à l’étape(h)d’hydrotraitement en lit fixe.
  3. Procédé selon la revendication 1 ou 2, dans lequel l’hydrogène issu de l’étape de purification et de compression (l) est recyclé dans toutes les étapes d’hydroconversion (ai), d’hydrocraquage (j) et (g) et d’hydrotraitement (h).
  4. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel on injecte ledit liquide diluant selon un premier flux par une première injection (7) à l’entrée du cyclone interne (8) du séparateur gaz/liquide cyclonique (E), et également de préférence selon un deuxième flux par une deuxième injection (3) en sortie gaz dudit cyclone interne (8).
  5. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel ledit liquide diluant injecté à l’entrée et optionnellement à la sortie (10) du cyclone interne (8) du séparateur gaz/liquide (E) à l’étape (e) est un liquide hydrocarboné.
  6. Procédé selon la revendication 5, dans lequel le liquide diluant comprend une coupe gazole bouillant entre 250°C et 380°C.
  7. Procédé selon la revendication 6, dans lequel ledit liquide diluant est une partie de la coupe de distillats moyens bouillant majoritairement à une température comprise entre 250°C et 380°C (107) provenant de l’étape de fractionnement (f).
  8. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel, lors de l’étape de séparation gaz/liquide (e), on réalise une première séparation centrifuge du liquide et du gaz à l’extrémité d’une conduite d’entrée (2) dudit séparateur gaz/liquide cyclonique (E), ladite extrémité comportant au moins un coude, on réalise une deuxième séparation centrifuge du liquide et du gaz d’un mélange gaz/liquide envoyé dans le cyclone interne (8), on injecte le liquide diluant en entrée et optionnellement en sortie dudit cyclone interne (8), et on évacue le flux gazeux (110) séparé au sommet et le flux liquide (123) séparé au fond dudit séparateur gaz/liquide cyclonique (8).
  9. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, comportant n étapes d’hydroconversion (ai) et comportant en outre une étape de séparation intermédiaire( b p )dans une section de séparation intermédiaire entre deux étapes d’hydroconversion consécutives produisant une fraction légère et une fraction lourde, n étant supérieur ou égal à 2, et de préférence égal à 2, i étant un entier allant de 1 à n, p étant un entier allant de 1 à (n-1).
  10. Procédé selon la revendication 9, dans lequel on envoie la fraction légère (109) de la ou les étapes de séparation intermédiaires (bp) dans le séparateur gaz/liquide cyclonique (E) à l’étape de séparation gaz/liquide (e).
  11. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, comportant l’étape supplémentaire de séparation(d)dans une section de séparation produisant en outre une partie lourde (104) envoyée à l’étape de fractionnement (f).
  12. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel ledit deuxième flux de charges hydrocarbonées est envoyé dans une étape d’hydrotraitement(i)avant d’être envoyé dans ladite étape d’hydrocraquage (j), ladite étape d’hydrotraitement (i) opérant en présence d’hydrogène et d’un catalyseur d’hydrotraitement et à une température comprise entre 200°C et 400°C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 h-1et 5 h-1et 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.
  13. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel le mélange envoyé à l’étape d’hydrotraitement (h) comprend en outre une charge liquide hydrocarbonée additionnelle (126) comprenant au moins 95% poids de composés bouillants à une température d'ébullition comprise entre 150°C et 400°C, distincte de l’effluent (112) issu de l’étape d’hydrocraquage (g).
  14. Procédé selon la revendication 13, dans lequel ladite charge liquide hydrocarbonée additionnelle (126) est choisie parmi un gazole issu du fractionnement atmosphérique d’un pétrole brut , un distillat sous vide léger, et des charges liquides hydrocarbonées issues d’une unité de cokéfaction, de préférence le gazole de ladite unité de cokéfaction, d'une unité de viscoréduction, d'une unité de vapocraquage et/ou d'une unité de craquage catalytique, de préférence gazoles légers issus d'une unité de craquage catalytique, et un gazole issu de la conversion de biomasse.
  15. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel au moins une partie de l’effluent issu de l’étape d’hydrotraitement (h) est recyclée dans l’étape (k) de séparation gaz/liquide.
  16. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel le catalyseur d’hydroconversion de la ou les étapes d’hydroconversion (ai) et le catalyseur d’hydrotraitement d’au moins l’étape (h) contient au moins un métal du groupe VIII non-noble choisi parmi le nickel et le cobalt et au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le molybdène et le tungstène, et comporte un support amorphe, de préférence de l’alumine, et le catalyseur d’hydrocraquage des étapes d’hydrocraquage (j) et (g) comprend au moins un métal du groupe VIII non-noble choisi parmi le nickel et le cobalt et au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le molybdène et le tungstène, et un support zéolithique ou silice alumine.
  17. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel :
    - les charges hydrocarbonées du premier flux (100) comportent un ou plusieurs résidus sous vide contenant une fraction d’au moins 50% poids ayant une température d'ébullition d'au moins 450°C, de préférence d’au moins 500°C, et plus préférentiellement d’au moins 540°C, et 
    - les charges hydrocarbonées du deuxième flux (114) sont choisies parmi :
    - les distillats sous vide contenant une fraction d’au moins 80% poids ayant une température d'ébullition comprise entre 380°C et 540°C, de préférence choisis parmi les gasoils 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 leur mélange.
  18. Procédé selon la revendication 17, dans lequel les charges hydrocarbonées du deuxième flux (114) sont composées à plus de 50% d’un distillat ou plusieurs distillats sous vide contenant une fraction d’au moins 80% poids ayant une température d'ébullition comprise entre 380°C et 540°C.
  19. Procédé selon la revendication 17 ou 18, dans lequel les charges hydrocarbonées du premier flux (100) consistent en ledit ou lesdites résidus sous vide.
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