ITMI20131137A1

ITMI20131137A1 - Procedimento per la raffinazione del greggio

Info

Publication number: ITMI20131137A1
Application number: IT001137A
Authority: IT
Inventors: Giuseppe Bellussi; Valentina Fabio; Alberto Maria Antonio Malandrino; Vincenzo Piccolo; Giacomo Fernando Rispoli
Original assignee: Eni Spa
Priority date: 2013-07-05
Filing date: 2013-07-05
Publication date: 2015-01-06
Also published as: CA2916163A1; RS56139B1; CA2916163C; EP3017020B1; MX359405B; PL3017020T3; US20160369181A1; US10407628B2; CN105358659B; RU2016101765A; SA516370341B1; MX2015017983A; WO2015001520A1; RU2666735C2; CN105358659A; ES2630118T3; EP3017020A1

Description

"PROCEDIMENTO PER LA RAFFINAZIONE DEL GREGGIO”

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La presente invenzione riguarda un procedimento per la raffinazione del greggio. che comprende l’utilizzo di una determinata unità di idroconversione. Più in particolare riguarda un procedimento che permette di ottimizzare la conversione della carica ad una raffineria dotata di una unità di coking (o di una unità di visbreaking) , sfruttando facilities già presenti in raffineria, consentendone la trasformazione a soli distillati, eliminando la sottoproduzione di coke, mediante l’inserimento di una unità di idroconversione sostituente l’unità di coking (o l’unità di visbreaking).

Le raffinerie attuali sono nate a partire dalle esigenze che si sono generate nel secolo scorso a cavallo della seconda guerra mondiale e hanno avuto una forte evoluzione a partire dagli anni 1950 – 1960 quando il forte aumento di richiesta di mobilità ha provocato un rapido aumento della domanda di benzina. Si sono così sviluppati due schemi di raffinazione, uno detto a ciclo semplice o Hydroskimming e uno a ciclo complesso ( “La raffinazione del petrolio”, Carlo Giavarini e Alberto Girelli , Editoriale ESA 1991). In entrambi gli schemi le operazioni primarie sono le stesse: il greggio viene pretrattato (Filtrazione, Dissalazione), quindi inviato alla sezione di distillazione primaria. In questa il greggio viene prima alimentato in una colonna di distillazione a pressione atmosferica (Topping) che separa i distillati più leggeri, mentre il residuo atmosferico viene trasferito in una colonna di distillazione sub-atmosferica (Vacuum) che separa i distillati pesanti dal residuo vacuum. Nello schema a ciclo semplice il residuo vacuum viene sostanzialmente utilizzato per la produzione di bitumi e olio combustibile. Lo schema a ciclo complesso è nato per convertire di più il fondo del barile a distillati e per massimizzare la produzione di benzina e il suo contenuto ottanico. Sono quindi state aggiunte unità per promuovere la conversione delle frazioni più pesanti (Varie tecnologie di Cracking catalitico, Cracking termico, Visbreaking, Coking) e unità per promuovere la produzione di benzina a massimo tenore di ottano (Fluid Catalytic Cracking, Reforming, Isomerizzazione, Alchilazione). Rispetto al periodo in cui questi schemi sono stati concepiti, c’è stata un’enorme variazione dello scenario al contorno. L’aumento del prezzo dei greggi e le necessità ambientali stanno spingendo verso un più efficiente utilizzo delle risorse fossili .

Ad esempio l’olio combustibile è stato quasi interamente sostituito dal gas naturale nella produzione di energia elettrica. E’ quindi necessario ridurre o eliminare la produzione delle frazioni più pesanti (Olio combustibile, bitumi, coke) e aumentare la conversione a distillati medi privilegiando la produzione di gasolio per motori diesel, la cui domanda, soprattutto in Europa, ha sorpassato la domanda di benzina. Altri importanti fattori di cambiamento sono costituiti dal progressivo peggioramento della qualità dei greggi disponibili e dall’incremento della qualità dei carburanti trazione, imposto dall’evoluzione normativa per ridurre l’impatto ambientale. La pressione di queste esigenze ha causato un ulteriore incremento della complessità delle raffinerie con l’aggiunta di nuove tecnologie di conversione spinta: hydrocracking a più elevata pressione, tecnologie di gassificazione dei residui pesanti abbinate all’uso di cicli combinati per la produzione di energia elettrica, tecnologie per la gassificazione o per la combustione del coke indirizzate alla produzione di energia elettrica.

L’aumento della complessità ha portato ad un aumento dell’efficienza di conversione, ma ha ampliato i consumi energetici e resa più difficile la gestione operativa ed ambientale. E’ necessario quindi, individuare nuovi schemi di raffinazione, che pur rispondendo alle nuove esigenze permettano un recupero di efficienza e di semplicità operativa.

In Figura 1 è raffigurato uno schema tipico a blocchi semplificato di raffineria a coking che prevede una linea di distillazione atmosferica (Topping) (T) alimentata con greggi leggeri e/o pesanti (FEED CDU). Dal Topping si ottiene un residuo pesante atmosferico (RA), che viene inviato alla colonna di distillazione sub-atmosferica (Vacuum) (V), correnti liquide (HGO),(LGO), (Kero), (WN) e gassose (GPL).

Dal Vacuum si ottiene un residuo pesante (RV), che viene inviato all’unità di Coking, e due correnti liquide (HVGO), (LVGO) .

Dall’unità di Coking si ottiene un residuo pesante (Coke), tre correnti liquide (gasolio pesante da coking (CkHGO), Naphtha (CkN) e gasolio leggero da Coking (CkLGO) e una gassosa (Gas).

La corrente liquida Naphtha (CkN) viene unita alla corrente di nafta totale (WN) proveniente dal Topping ed eventualmente ad almeno parte della Naphtha da desolforazioni (HDS/HDC)(HDS2)(HDS1) ed alimentata ad una unità di desolforazione (HDS3) e di reforming (REF) della nafta con la produzione di Gas, C5, GPL, nafta desolforata (WN des) e benzina riformata (Rif).

Il gasolio pesante (CkHGO) prodotto dall’unità di coking, la corrente HGO proveniente dal Topping e la corrente HVGO proveniente dal Vacuum sono alimentati ad una unità di idrodesolforazione o di hydrocraking dei gasoli pesanti (HDS/HDC) da cui si ottengono due correnti gassose (Gas, H2S) e tre correnti liquide (Naphtha, LGO, Bottom HDS), di cui la corrente più pesante (Bottom HDS) viene successivamente sottoposta al cracking catalitico (FCC) con la produzione di Gas, GPL e LGO.

Un altro sottoprodotto, oltre il coke, è costituito dall’olio combustibile prodotto principalmente come fondo del FCC (Bottom FCC) e del vacuum.

La corrente liquida CkLGO prodotta dall’unità di coking è alimentata ad una unità di idrodesolforazione dei gasoli medi (HDS2) da cui si ottengono due correnti gassose (Gas, H2S) e due correnti liquide (Naphtha,GO des).

Le correnti liquide (Kero, LGO) ottenute nel Topping vengono inviate ad una unità di idrodesolforazione dei gasoli leggeri (HDS1), da cui si ottengono due correnti gassose (Gas, H2S) e due correnti liquide (Naphtha, GO des).

Uno schema di raffineria a coking, risente di notevoli problematiche legate sia all’impatto ambientale del sottoprodotto coke, che è sempre più di difficile collocazione, così come l’altro sottoprodotto olio combustibile, sia anche alla flessibilità di produzione in funzione del tipo di greggio. Infatti , in uno scenario variabile di prezzi e di disponibilità greggi, è importante che la raffineria abbia la capacità di rispondere in modo flessibile, in funzione delle caratteristiche della carica.

Negli ultimi due decenni sono stati fatti degli sforzi importanti per sviluppare tecnologie di hydrocracking in grado di convertire completamente i greggi pesanti e i residui della distillazione subatmosferica in distillati evitando la coproduzione di olio combustibile e di coke. Un importante risultato in questa direzione è stato ottenuto con lo sviluppo della tecnologia EST (Eni Slurry Technology) descritta nelle seguenti domande di brevetto:

IT-MI95A001095, IT-MI2001A001438, IT-MI2002A002713,

IT-MI2003A000692, IT-MI2003A000693, IT-MI2003A002207,

IT-MI2004A002445, IT-MI2004A002446, IT-MI2006A001512,

IT-MI2006A001511, IT-MI2007A001302, IT-MI2007A001303,

IT-MI2007A001044, IT-MI2007A1045, IT-MI2007A001198,

IT-MI2008A001061.

Infatti , mediante l’applicazione di questa tecnologia è possibile raggiungere il risultato desiderato di conversione totale delle frazioni pesanti a distillati.

Si è ora trovato che, sostituendo sostanzialmente l’unità di coking (o le alternative sezioni di conversione di Cracking catalitico, Cracking termico, Visbreaking) con una sezione di idroconversione realizzata in accordo a detta tecnologia EST, si consente di realizzare un nuovo schema di raffineria che, pur permettendo la conversione totale del greggio, è molto più semplice e vantaggioso dal punto di vista operativo, ambientale ed economico.

L’applicazione del procedimento rivendicato consente una riduzione del numero delle operazioni unitarie, dei serbatoi di stoccaggio delle materie prime e dei semilavorati e dei consumi, oltre che un aumento dei margini di raffinazione rispetto ad una moderna raffineria, presa come riferimento.

Tra i vari schemi della tecnologia EST sono particolarmente consigliati quelli descritti nelle domande di brevetto IT-MI2007A001044 e IT-MI2007A1045, che consentono di operare agevolmente a temperature più alte e produzione di distillati in fase vapore, conferendo alla raffineria ex-coking un’elevata flessibilità al miscelamento di greggi leggeri e pesanti. In tal modo si evita la produzione di coke e si minimizza l’olio combustibile, massimizzando la produzione di distillati medi e riducendo o annullando la frazione benzine.

L’utilizzo della tecnologia descritta nelle domande di brevetto IT-MI2007A001044 e IT-MI2007A1045 consente di calibrare la temperatura di reazione (mediamente di 10-20°C in più rispetto alla tecnologia di prima generazione), in funzione della composizione della carica, grazie alla possibilità di estrarre tutti i prodotti in fase vapore dalla sezione di reazione, mantenendo o riciclando direttamente le frazioni liquide non convertite nel reattore. La miscela gassosa idrogenante, alimentata sotto forma di corrente primaria e secondaria, al reattore colonna a bolle, agisce anche da agente di estrazione (“stripping”) per i prodotti in fase vapore. Tale tecnologia consente di lavorare a temperature elevate (445-450°C), nel caso di mix greggi pesanti, evitando la circolazione a valle, verso unità vacuum, di correnti liquide residue molto pesanti e quindi molto difficili da trattare: esse infatti richiedono elevate temperature di pour point che però danno luogo a formazione non desiderata di coke, in quei volumi di impianto dove non sia presente gas idrogenante. In alternativa lo stesso impianto, gestibile anche a temperature più basse (415-445°C), può trattare, quando lo scenario lo renda conveniente, anche greggi meno pesanti o più leggeri. Tale ciclo di processo consente quindi di minimizzare la frazione di taglio 350+ tra i prodotti, costituiti quindi da soli 350-.

La tecnologia EST, inserita in una raffineria ex coking (o ex visbreaking), consente l’ottimizzazione a produrre distillati medi, semplicemente escludendo le unità coking e riarrangiando/riconvertendo le restanti unità di processo. La linea di produzione benzine (FCC, reforming, MTBE, alchilazione) può essere alternativamente tenuta disattivata oppure attivata allorquando lo scenario di mercato lo richieda, in funzione della richiesta benzine.

Il procedimento, oggetto della presente invenzione, per la raffinazione del greggio comprende almeno una unità di distillazione atmosferica per separare le diverse frazioni, una unità di distillazione sub-atmosferica, unità di conversione delle frazioni pesanti ottenute, unità per migliorare la qualità di alcune delle frazioni ottenute mediante azioni sulla composizione chimica dei loro costituenti e unità per la rimozione di componenti indesiderati, caratterizzato dal fatto che il residuo di distillazione sub-atmosferica viene inviato ad una delle unità di conversione, la quale unità di conversione comprende almeno un reattore di idroconversione in fase slurry, in cui viene immesso idrogeno o miscela di idrogeno e H2S, in presenza di un adatto catalizzatore di idrogenazione disperso con dimensioni comprese fra 1 nanometro e 30 micron.

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Il catalizzatore di idrogenazione disperso è a base di solfuro di Mo o W, può essere formato in-situ, a partire da un precursore decomponibile oleosolubile, o ex-situ ed eventualmente può contenere addizionalmente uno o più altri metalli di transizione.

Nella unità di idroconversione comprendente almeno un reattore di idroconversione viene ottenuto un prodotto preferibilmente in fase vapore, il quale viene sottoposto a separazione per ottenere frazioni in fase vapore e fase liquida.

La frazione più pesante separata in fase liquida ottenuta in tale unità di conversione viene preferibilmente almeno in parte riciclata all’unità di distillazione sub-atmosferica.

Il procedimento in accordo all’invenzione preferibilmente comprende i seguenti stadi:

• alimentare il greggio ad una o più unità di distillazione atmosferica in modo da separare più correnti;

• alimentare il residuo o i residui pesanti, separati nella o nelle unità di distillazione atmosferica, alla unità di distillazione subatmosferica separando almeno due correnti liquide;

• alimentare il residuo vacuum separato nella unità di distillazione sub-atmosferica alla unità di conversione comprendente almeno un reattore di idroconversione in fase slurry in modo da ottenere un prodotto in fase vapore, che viene sottoposto a uno o più stadi di separazione ottenendo frazioni sia in fase vapore sia in fase liquida, ed un sottoprodotto in fase slurry;

• alimentare la frazione separata più leggera ottenuta nell’unità di distillazione sub-atmosferica ad una unità di idrodesolforazione dei gasoli leggeri (HDS1);

• alimentare la frazione liquida separata nella unità di idroconversione, avente una temperatura di ebollizione superiore a 350°C, ad una unità di idrodesolforazione e/o hydrocracking dei gasoli pesanti (HDS/HDC);

• alimentare la frazione liquida separata nella unità di idroconversione, avente una temperatura di ebollizione compresa fra 170 e 350°C, ad una unità di idrodesolforazione dei gasoli medi (HDS2);

• alimentare la frazione liquida separata nella unità di idroconversione, avente una temperatura di ebollizione compresa fra la temperatura di ebollizione dei C5e 170°C ad una unità di desolforazione della nafta (HDS3);

• alimentare la corrente liquida separata nell’unità di distillazione atmosferica avente una temperatura di ebollizione compresa fra la temperatura di ebollizione dei C5e 170°C alla detta unità di desolforazione della nafta (HDS3).

La frazione separata più leggera ottenuta nell’unità di distillazione sub-atmosferica e la frazione liquida separata nella unità di idroconversione, avente una temperatura di ebollizione compresa fra 170 e 350°C, possono essere preferibilmente alimentate alla stessa unità di idrodesolforazione dei gasoli leggeri o medi (HDS1/HDS2). A valle dell’unità di idrodesolforazione della nafta (HDS3) può essere preferibilmente presente un’unità di reforming (REF).

Le correnti separate nella unità di distillazione sub-atmosferica sono preferibilmente tre, essendo la terza corrente, avente una temperatura di ebollizione compresa fra 350 e 540°C, alimentata alla unità di idrodesolforazione e/o hydrocracking dei gasoli pesanti (HDS/HDC). La frazione più pesante ottenuta a valle della seconda unità di idrodesolforazione può essere inviata ad una unità FCC.

L’unità di idroconversione può comprendere, oltre ad uno o più reattori di idroconversione in fase slurry da cui si ottiene un prodotto in fase vapore ed un residuo slurry, una sezione di trattamenti e separazione gas/liquido, cui viene inviato il prodotto in fase vapore, un separatore, cui viene inviato il residuo slurry, cui segue un secondo separatore, uno stripper atmosferico ed una unità di separazione.

Eventualmente l’unità di idroconversione può comprendere anche una unità Vacuum o più preferibilmente una unità Vacuum multifunzione, a valle dello stripper atmosferico, caratterizzata da due correnti in ingresso, di cui una contenete solidi, alimentate a differenti livelli e da quattro correnti in uscita: una corrente gassosa di testa, una corrente laterale (350–500 °C), che può essere inviata a una unità di desolforazione o hydrocracking, un residuo più pesante che costituisce il riciclo al reattore EST (450+°C) e, dal fondo, un cake molto concentrato (30 – 33% solidi). In tale modo partendo da due distinte alimentazioni ed in presenza di vapore (Steam) si riesce a concentrare lo spurgo e a produrre la corrente di riciclo al reattore EST in un’unica apparecchiatura.

Dalla sezione di trattamenti e separazioni gas/liquido si può ottenere oltre ai gas una corrente liquida più pesante, una corrente liquida intermedia, avente temperatura di ebollizione inferiore a 380°C, ed una corrente contenente sostanzialmente acque acide, essendo, preferibilmente, la corrente più pesante inviata al secondo separatore a valle del o dei reattori di idroconversione e la corrente liquida intermedia inviata all’unità di separazione a valle dello stripper atmosferico.

Preferibilmente, nel primo separatore si separa un residuo pesante liquido da una corrente gassosa, nel secondo separatore, alimentato dalla corrente liquida più pesante ottenuta dalla sezione Trattamenti e separazione gas/liquido, si separa una corrente liquida ed una seconda corrente gassosa, essendo la corrente gassosa proveniente dal primo separatore o unita a detta seconda corrente gassosa oppure alimentata al secondo separatore, entrambe dette correnti uscenti dal secondo separatore alimentate allo stripper atmosferico, in punti ad altezza differente, ottenendo da detto stripper atmosferico una corrente liquida più pesante ed una corrente liquida più leggera che viene alimentata all’unità di separazione, in modo da ottenere almeno tre frazioni, di cui una, la più pesante avente una temperatura di ebollizione superiore a 350°C, inviata alla unità di idrodesolforazione e/o hydrocracking dei gasoli pesanti (HDS/HDC), una avente una temperatura di ebollizione compresa fra 170 e 350°C, una avente una temperatura di ebollizione compresa fra la temperatura di ebollizione dei C5e 170°.

Nel caso sia presente l’unità vacuum Multifunzione, vengono preferibilmente alimentati a detta unità a differenti livelli , sia il residuo pesante separato nel primo separatore sia la corrente liquida più pesante separata nello stripper atmosferico, ottenendo oltre ad una corrente gassosa, un residuo più pesante che viene riciclato al o ai reattori di idroconversione ed una corrente liquida più leggera, avente temperatura di ebollizione superiore ai 350°C, che viene inviata all’unità di idrodesolforazione o hydrocracking dei gasoli pesanti (HDS/HDC).

Il reattore o i reattori di idroconversione utilizzati vengono preferibilmente eserciti in pressione di idrogeno o di una miscela di idrogeno e idrogeno solforato, compresa tra 100 e 200 atmosfere, in un intervallo di temperature compreso tra 400 e 480°C

La presente invenzione può essere applicata a qualsiasi tipo di reattore di hydrocracking, come uno stirred tank reactor o, preferibilmente, una slurry bubbling tower. La slurry bubbling tower, preferibilmente del tipo ad accumulo di solidi, (descritta nella sopra citata domanda IT-MI2007A001045), è dotata di un circuito di riflusso mediante il quale i prodotti di idroconversione ottenuti in fase vapore vengono parzialmente condensati ed il condensato rimandato allo stadio di hydrocracking. Sempre nel caso di utilizzo di una slurry bubbling tower è preferibile che l’idrogeno sia alimentato alla base del reattore attraverso un apparato (distributore su uno o più piani) di opportuno disegno per ottenere la migliore distribuzione e la più conveniente dimensione media delle bolle di gas e conseguentemente un regime di agitazione tale da garantire condizioni di omogeneità e stabile controllo della temperatura anche operando in presenza di concentrazioni elevate di solidi, apportati e generati dalla carica trattata, quando si operi in accumulo di solidi. Nel caso la corrente asfaltenica ottenuta dopo separazione della fase vapore venga sottoposta a distillazione per l’estrazione dei prodotti le condizioni di estrazione dovranno essere tali da riflussare i tagli pesanti al fine di ottenere il desiderato grado di conversione.

Le condizioni operative preferite delle altre unità utilizzate sono le seguenti:

• per l’unità di idrodesolforazione dei gasoli leggeri (HDS1) range di temperatura compreso fra 320 e 350 °C e pressione fra 40 e 60 kg/cmq, più preferibilmente tra 45 e 50 kg/cmq;

• per l’unità di idrodesolforazione dei gasoli medi (HDS2) range di temperatura compreso fra 320 e 350 °C e pressione fra 50 e 70 kg/cmq, più preferibilmente tra 65 e 70 kg/cmq;

• per l’unità di idrodesolforazione o di hydrocraking dei gasoli pesanti (HDS/HDC) range di temperatura compreso fra 310 e 360 °C e pressione fra 90 e 110 bar;

• per l’unità di desolforazione (HDS3) range di temperatura compreso fra 260 e 300 °C e di reforming della nafta (REF) range di temperatura compreso fra 500 e 530 °C.

Vengono ora fornite alcune realizzazioni preferite dell’invenzione con l’ausilio delle figure 2-4 allegate che non devono essere considerate una limitazione della portata dell’invenzione stessa.

In figura 2 si illustra lo schema di raffineria basata sulla tecnologia EST in cui sostanzialmente l’unità di coking dello schema di fig. 1 viene sostituita dall’unità di idroconversione (EST).

Altre differenze consistono nell’inviare la corrente LVGO uscente dal Vacuum (V) alla sezione di idrodesolforazione (HDS1).

Dall’unità di idroconversione (EST) si estrae uno spurgo (P), mentre si ottiene una corrente fuel gas (FG), una corrente GPL, un

H2S, una corrente contenente NH3, una corrente Naphtha, una corrente di gasolio (GO) ed una corrente avente una temperatura di ebollizione superiore a 350°C (350+).

Parte della frazione più pesante ottenuta può essere riciclata (Ric) al Vacuum(V).

La corrente GO viene alimentata all’ unità di idrodesolforazione dei gasoli medi (HDS2).

La corrente 350+ viene alimentata all’unità di idrodesolforazione o di hydrocraking dei gasoli pesanti (HDS/HDC).

La corrente Naphtha viene alimentata all’unità di desolforazione (HDS3) e di reforming (REF) della nafta.

In figura 3 e in figura 4 si illustrano due alternativi schemi dettagliati per l’unità di idroconversione (EST) utilizzata in fig. 2 in cui la differenza sostanziale riguarda l’assenza (fig. 3) o la presenza (fig. 4) della unità vacuum Multifunzione.

In fig. 3 al reattore (o ai reattori) di idroconversione (R-EST) vengono alimentati il residuo vacuum (RV), H2e il catalizzatore (Ctz make-up). Si ottiene di testa un prodotto in fase vapore che viene inviato alla sezione di Trattamenti e Separazioni gas/liquido (GT+GLSU). Tale sezione consente la purificazione della corrente gassosa uscente e la produzione di correnti liquide prive della frazione 500+ ( fondo separatore trifasico). Le correnti liquide proseguono il trattamento alle successive unità di separazione liquidi mentre le correnti gassose sono inviate al recupero gas (Gas), recupero idrogeno (H2) e all’abbattimento di H2S (H2S).

Dal fondo del reattore si ottiene un residuo pesante che viene inviato in un primo separatore (SEP 1), il cui fondo costituisce lo spurgo (P), che genererà il cake, mentre la corrente di testa viene inviata in un secondo separatore (SEP 2), alimentata anche dalla corrente liquida più pesante (170+), (avente temperatura di ebollizione superiore ai 170°C), ottenuta nella sezione di Trattamenti e Separazioni gas/liquido, separando due correnti, una gassosa l’altra liquida, entrambe inviate, in punti ad altezza differente, ad uno stripper atmosferico (AS) effettuato con vapore (Steam).

Da detto stripper esce di fondo una corrente (Ric) che viene riciclata al o a i reattori (Ric-R) e/o alla colonna Vacuum (Ric-V) e di testa una corrente che viene inviata ad una Unità di separazione (SU) alimentata anche da un’altra corrente liquida (500-), avente temperatura di ebollizione inferiore a 500°C, ottenuta nella sezione di Trattamenti e Separazioni gas/liquido.

Da detta Unità di Separazione (SU) si ottengono le correnti (350+), Gasolio, Naphtha, GPL, acque acide (SW).

In fig. 4 il residuo pesante viene ancora inviato in un primo separatore (SEP 1), il cui fondo viene inviato ad una Unità vacuum Multifunction (VM), mentre al secondo separatore (SEP 2) viene alimentata solo la corrente più pesante ottenuta nella Sezione di Trattamenti e Separazioni gas/liquido. Dal secondo separatore vengono ottenute due correnti, di cui quella più pesante unita con la corrente più leggera separata nel primo separatore, che vengono entrambe alimentate allo stripper atmosferico in punti ad altezza diversa.

Mentre la corrente separata di testa dallo stripper atmosferico viene inviata all’Unità di Separazione come nello schema precedente, la corrente di fondo viene alimentata all’unità Vacuum Multifunzione (VM).

Da detta unità si ottiene una corrente gassosa (Gas), una corrente liquida avente una temperatura di ebollizione superiore ai 350°C (350+), una corrente più pesante (Ric) che viene riciclata al reattore di idroconversione, oltre ad uno spurgo in forma di cake.

Esempi

Riportiamo nel seguito alcuni esempi che servono a definire meglio l’invenzione senza limitarla. Abbiamo preso come riferimento una moderna raffineria reale a ciclo complesso, ottimizzata nel corso degli anni per raggiungere la conversione totale della carica alimentata.

Per ogni schema analizzato è stata effettuata l’ottimizzazione della funzione obiettivo intesa come la differenza tra i ricavi ottenuti dall’immissione dei prodotti sul mercato – ∑(Pi*Wi) – e i costi relativi all’acquisto della materia prima – ∑(CRM*WRM):

Obj. Func. = ∑(Pi*Wi) - ∑(CRM*WRM)

Dove:

- Pie Wisono i prezzi e le portate dei prodotti uscenti dalla Raffineria;

- CRMe WRMsono i costi (€/ton) e le portate (ton/m) delle materie prime.

Al fine di un migliore utilizzo ed una più efficace lettura della risposta del modello, si è definito un indice – EPI – Economic Performance Index, come il rapporto tra il valore della funzione obiettivo, di ogni singolo caso, rispetto ad un caso base (Base Case), scelto come riferimento, moltiplicato per 100.

[Obj. Func.(i)] *100

EPI =

[Obj. Func.(Base Case)]

Il caso base scelto è quello rappresentante la Raffineria nel suo assetto standard.

In tabella 1 si riporta, per una carica di 25°API (3,2% S) e massimizzando la capacità totale di raffineria, il confronto tra il caso base di riferimento in cui si produce nafta, gasolio, benzina e coke, il caso in cui la tecnologia EST sostituisce il coking (coke e benzina sono azzerati), il caso in cui si producono distillati medi e anche benzina. Si osserva che progressivamente il vantaggio economico cresce (vedi EPI, Economic Performance Index). In tabella sono indicate anche le rese ottenibili quando la capacità di raffineria è massima (100%).

In tabella 2 si riporta, per una carica più pesante (23°API e 3,4 S) e massimizzando la capacità totale di raffineria, l’effetto sul ciclo di raffineria. Anche in questo caso si conferma il miglioramento dovuto all’inserimento di EST.

In tabella 3 si riporta, per una carica ancora più pesante (21°API e 3,6% S), il caso in cui si contiene la capacità dell’EST ad un impianto da due linee di reazione. L’effetto risulta sempre vantaggioso rispetto al caso a coking. Nonostante la capacità di raffineria non sia massima (81,8%) il valore EPI è superiore al caso standard di tabella 1, grazie all’inserimento di EST (101%) e di EST+FCC (109%).

In tabella 4 si riporta, per una carica di 21°API e 3,6% S, il caso in cui l’effetto migliorativo per EST risulta viepiù maggiorato se si ricicla alla vacuum esistente di raffineria la frazione più pesante prodotta da EST (vedi figura 3). Per una ridotta capacità di raffineria, il valore economico vede l’EPI salire a 111% e 119%, rispettivamente per EST ed EST+FCC.

Tabellal

Full Mix Crude Base CaseΠΓ EST EST+FCC Capacità Raff. = 100 % ΕΡΓ 100,00 144,36 159,44 API % SUL Prodotti %wt on crude feed %wt on crude feed %wt on crude feed 24,54 3,18 GPL 3,75 1 ,86 4,31

Nafta 10,20 15,20 15,81 Benzina 21 ,58 0,00 12,32 Gasolio 44,01 50,36 57,14 Coke 16,31 0,00 0,00 Zolfo/H2S04 4,15 6,23 6,53 C5 0,00 3,09 3,06 Spurgo EST 0,00 0,58 0,62 Bottom HDS 0,00 22,49 0,00 NH3 0,00 0,19 0,20<1,1>Caso Base: Raffineria Asseto STO con alimentazione Full Mix di greggi e capacità massima

<*>Economie Performance Index inteso come variazione % della Obj Fune rispeto al caso base

Tabella 2

Mix Heavy Crude | Base Case EST EST+FCC Capacità Raff. = 100 % EPI* 116,91 137,65 160,34 API % SUL Prodotti %wt on crude feed %wt on crude feed %wt on crude feed 23,35 3,37 GPL 3,51 1 ,65 4,25

Nafta 10,55 13,60 13,81 Benzina 19,70 0,00 13,65 Gasolio 44,38 48,54 57,73 Coke 17,58 0,00 0,00 Zolfo/H2S04 4,28 6,24 6,72 C5 0,00 2,39 2,85 Spurgo EST 0,00 0,74 0,80 Bottom HDS 0,00 26,66 0,00 NH3 0,00 0,19 0,20<*>Economie Performance Index inteso come variazione % della Obj Fune rispeto al caso base Tabella 3

Mix Heavy Crude Base Case EST EST+FCC Assetto EST senza riciclo alla Vacuum EPI * 75,73 lól,3⁄4 109,03 Capacità Rati. = 81.8 % Prodotti %wt on crude feed %wt on crude feed %wt on crude feed API % SUL GPL 3,36 1 ,58 4,39

21 ,21 3,58 Nafta 7,90 13.81 14,11

Benzina 22,08 0,00 14,31 Gasolio 45,85 48,07 56,25

Coke 15,68 0,00 0,00 Zolfo/H2S04 3,10 6,69 7,00

C5 2,03 2.81 2,99

Spurgo EST 0,00 0,70 0,75

Bottoni HDS 0,00 26,16 0,00

NH3 0,00 0,18 0,19

' Economie Performance Index inteso come variazione % della Obj. Fune, rispetto al caso base (ΤΓ

Tabella 4

Mix Heavy Crude Base Case EST EST+FCC Assetto riciclo da EST a Vacuum di ineria EPI 82,81 119,13 Capacità Raff. = 87 % Prodotti %wt on crude feed %wt on crude feed %wt on crude feed API _ % SUL GPL 3,49 1 ,50 4,42 21 ,21 _ 3,58 Nafta 8,02 13,51 13,83

Benzina 21 ,76 0,00 15,27 Gasolio 45,58 46,78 55,86 Coke 15,68 0,00 0,00 Zolfo/H2S04 3,39 6,46 6,69

C5 2,08 2,80 3,01

Spurgo EST 0,00 0,69 0,72 Bottom HDS 0,00 28,10 0,00

NH3 0,00 0,17 0,18

<*>Economie Performance Index inteso come variazione % della Obj Fune rispetto al caso base

Claims

RIVENDICAZIONI 1. Procedimento per la raffinazione del greggio comprendente almeno una unità di distillazione atmosferica per separare le diverse frazioni, una unità di distillazione sub-atmosferica, unità di conversione delle frazioni pesanti ottenute, unità per migliorare la qualità di alcune delle frazioni ottenute mediante azioni sulla composizione chimica dei loro costituenti e unità per la rimozione di componenti indesiderati, caratterizzato dal fatto che il residuo di distillazione sub-atmosferica viene inviato ad una delle unità di conversione, la quale unità di conversione comprende almeno un reattore di idroconversione in fase slurry, in cui viene immesso idrogeno o miscela di idrogeno e H2S, in presenza di un adatto catalizzatore di idrogenazione disperso con dimensioni comprese fra 1 nanometro e 30 micron.
2. Procedimento come da rivendicazione 1 dove nella unità di idroconversione comprendente almeno un reattore di idroconversione viene ottenuto un prodotto in fase vapore, il quale viene sottoposto a separazione per ottenere frazioni in fase vapore e fase liquida.
3. Procedimento come da rivendicazione 2 dove la frazione più pesante separata in fase liquida ottenuta nell’unità di idroconversione comprendente almeno un reattore di idroconversione viene almeno in parte riciclata all’unità di distillazione sub-atmosferica.
4. Procedimento come da rivendicazione 1 dove gli stadi sono i seguenti: • alimentare il greggio ad una o più unità di distillazione atmosferica in modo da separare più correnti; alimentare il residuo o i residui pesanti, separati nella o nelle unità di distillazione atmosferica, alla unità di distillazione subatmosferica separando almeno due correnti liquide; alimentare il residuo vacuum separato nella unità di distillazione sub-atmosferica alla unità di conversione comprendente almeno un reattore di idroconversione in fase slurry in modo da ottenere un prodotto in fase vapore, che viene sottoposto a uno o più stadi di separazione ottenendo frazioni sia in fase vapore sia in fase liquida, ed un sottoprodotto in fase slurry; alimentare la frazione separata più leggera ottenuta nell’unità di distillazione sub-atmosferica ad una unità di idrodesolforazione dei gasoli leggeri (HDS1); alimentare la frazione liquida separata nella unità di idroconversione, avente una temperatura di ebollizione superiore a 350°C, ad una unità di idrodesolforazione e/o hydrocracking dei gasoli pesanti (HDS/HDC); alimentare la frazione liquida separata nella unità di idroconversione, avente una temperatura di ebollizione compresa fra 170 e 350°C, ad una unità di idrodesolforazione dei gasoli medi (HDS2); alimentare la frazione liquida separata nella unità di idroconversione, avente una temperatura di ebollizione compresa fra la temperatura di ebollizione dei C5e 170°C ad una unità di desolforazione della nafta (HDS3); alimentare la corrente liquida separata nell’unità di distillazione atmosferica avente una temperatura di ebollizione compresa fra la temperatura di ebollizione dei C5e 170°C alla detta unità di desolforazione della nafta (HDS3).
5. Procedimento come da rivendicazione 4 dove la frazione separata più leggera ottenuta nell’unità di distillazione sub-atmosferica e la frazione liquida separata nella unità di idroconversione, avente una temperatura di ebollizione compresa fra 170 e 350°C, sono alimentate alla stessa unità di idrodesolforazione dei gasoli leggeri o medi (HDS1/HDS2).
6. Procedimento come da rivendicazione 4 dove a valle dell’unità di idrodesolforazione della nafta (HDS3) è presente un’unità di reforming (REF).
7. Procedimento come da rivendicazione 4 dove le correnti separate nella unità di distillazione sub-atmosferica sono tre, essendo la terza corrente, avente una temperatura di ebollizione compresa fra 350 e 540°C, alimentata alla unità di idrodesolforazione e/o hydrocracking dei gasoli pesanti (HDS/HDC).
8. Procedimento come da rivendicazione 4 dove la frazione più pesante ottenuta a valle della unità di idrodesolforazione e/o hydrocracking dei gasoli pesanti (HDS/HDC) viene inviata ad una unità FCC (FCC).
9. Procedimento come da rivendicazione 4 dove l’unità di idroconversione comprende, oltre ad uno o più reattori di idroconversione in fase slurry da cui si ottiene un prodotto in fase vapore ed un residuo slurry, una sezione di trattamenti e separazione gas/liquido, cui viene inviato il prodotto in fase vapore, un separatore, cui viene inviato il residuo slurry, cui segue un secondo separatore, uno stripper atmosferico ed una unità di separazione.
10. Procedimento come da rivendicazione 9 dove l’unità di idroconversione comprende anche una unità vacuum Multifunzione a valle dello stripper atmosferico.
11. Procedimento come da rivendicazione 9 o 10 dove dalla sezione di trattamenti e separazioni gas/liquido si ottiene oltre ai gas una corrente liquida più pesante, una corrente liquida intermedia, avente temperatura di ebollizione inferiore a 380°C, ed una corrente contenente sostanzialmente acque acide, essendo la corrente più pesante inviata al secondo separatore a valle del o dei reattori di idroconversione e la corrente liquida intermedia inviata all’unità di separazione a valle dello stripper atmosferico.
12. Procedimento come da rivendicazione 9 dove nel primo separatore si separa un residuo pesante liquido da una corrente gassosa, nel secondo separatore, alimentato dalla corrente liquida più pesante ottenuta dalla sezione Trattamenti e separazione gas/liquido, si separa una corrente liquida ed una seconda corrente gassosa, essendo la corrente gassosa proveniente dal primo separatore o unita a detta seconda corrente gassosa oppure alimentata al secondo separatore, entrambe dette correnti uscenti dal secondo separatore alimentate allo stripper atmosferico, in punti ad altezza differente, ottenendo da detto stripper atmosferico una corrente liquida più pesante ed una corrente liquida più leggera che viene alimentata all’unità di separazione, in modo da ottenere almeno tre frazioni, di cui una, la più pesante avente una temperatura di ebollizione superiore a 350°C, inviata alla unità di idrodesolforazione e/o hydrocracking dei gasoli pesanti (HDS/HDC), una avente una temperatura di ebollizione compresa fra 170 e 350°C, una avente una temperatura di ebollizione compresa fra la temperatura di ebollizione dei C5e 170°.
13. Procedimento come da rivendicazione 10 e 12 dove alla unità vacuum multifunzione vengono alimentati a differenti livelli , sia il residuo pesante separato nel primo separatore sia la corrente liquida più pesante separata nello stripper atmosferico, ottenendo oltre ad una corrente gassosa, un residuo più pesante che viene riciclato al o ai reattori di idroconversione ed una corrente liquida più leggera, avente temperatura di ebollizione superiore ai 350°C, che viene inviata all’unità di idrodesolforazione o hydrocracking dei gasoli pesanti (HDS/HDC).
14. Procedimento come da rivendicazione 1 dove il catalizzatore nanodisperso è a base di molibdeno.