WO2003078547A2 - Procede de production conjointe de propylene et d'essence a partir d'une charge relativement lourde - Google Patents

Procede de production conjointe de propylene et d'essence a partir d'une charge relativement lourde Download PDF

Info

Publication number
WO2003078547A2
WO2003078547A2 PCT/FR2003/000764 FR0300764W WO03078547A2 WO 2003078547 A2 WO2003078547 A2 WO 2003078547A2 FR 0300764 W FR0300764 W FR 0300764W WO 03078547 A2 WO03078547 A2 WO 03078547A2
Authority
WO
WIPO (PCT)
Prior art keywords
charge
oligomerization
olefins
cracking
isobutene
Prior art date
Application number
PCT/FR2003/000764
Other languages
English (en)
Other versions
WO2003078547A3 (fr
Inventor
Jean-Luc Duplan
Sylvie Lacombe
Jérome BAYLE
Vincent Coupard
Original Assignee
Institut Francais Du Petrole
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Institut Francais Du Petrole filed Critical Institut Francais Du Petrole
Priority to JP2003576543A priority Critical patent/JP4665398B2/ja
Priority to EP03738164A priority patent/EP1487943A2/fr
Priority to US10/507,847 priority patent/US7374662B2/en
Priority to AU2003244684A priority patent/AU2003244684A1/en
Publication of WO2003078547A2 publication Critical patent/WO2003078547A2/fr
Publication of WO2003078547A3 publication Critical patent/WO2003078547A3/fr

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G69/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process
    • C10G69/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only
    • C10G69/12—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only including at least one polymerisation or alkylation step
    • C10G69/126—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only including at least one polymerisation or alkylation step polymerisation, e.g. oligomerisation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • C10G11/182—Regeneration
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C10G45/32—Selective hydrogenation of the diolefin or acetylene compounds
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G51/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more cracking processes only
    • C10G51/06—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more cracking processes only plural parallel stages only
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G57/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by at least one cracking process or refining process and at least one other conversion process
    • C10G57/02—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by at least one cracking process or refining process and at least one other conversion process with polymerisation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G69/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process
    • C10G69/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only
    • C10G69/04—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only including at least one step of catalytic cracking in the absence of hydrogen

Definitions

  • the object of the present invention is a process for converting a hydrocarbon feed mainly comprising a heavy cut, in particular a vacuum distillate cut, for the joint production of gasoline and propylene.
  • the other major source of propylene production is catalytic cracking (generally known by the acronym FCC, abbreviation of the English terminology “Fluid Catalytic Cra ing”, which means Fluid Catalytic Cracking).
  • This process which operates in a fluidized catalytic bed, mainly produces gasoline from a filler of the vacuum distillate type, but also produces propylene, typically from 3 to 4%.
  • the catalytic cracking reactor generally operates with ascending current, and then mainly comprises a riser according to English terminology (the term “riser” designating a riser of vertical catalyst with ascending circulation of the charge co-current with the catalyst, in which the chemical reaction takes place).
  • the reactor can also sometimes operate with downdraft and include a dropper according to English terminology (the term "dropper" designating a vertical tubular reactor with downward circulation of the charge co-current with the catalyst).
  • the reactor can also include a fluidized bed capacity and not just a tubular driven bed reactor.
  • catalytic cracking oriented towards the production of olefins and particularly propylene.
  • This implementation is based either on a severity of the operating conditions, in particular an increase in cracking temperatures, or on the use of relatively severe conditions associated with the use of specific additives.
  • cracking catalyst Such catalytic additives (for example based on a zeolite of the ZSM-5 type), which can be incorporated into the starting catalyst or introduced in the form of auxiliary catalyst, exhibit form selectivity and tend both to convert molecules not very branched, less reactive, and to limit the hydrogen transfer reactions which lead in particular to the formation of less reactive paraffins.
  • the limitation of the formation of paraffins makes it possible to promote the further cracking, including of molecules of medium size.
  • This known orientation of catalytic cracking towards the production of propylene upsets the structure of the yields with a drop in the yield of gasoline which can, for example, pass from approximately 50% to approximately 25% in favor of cuts C3 - C4 (the term Cn designating a cut hydrocarbons with n carbon atoms), which can increase from 15% to almost 40%.
  • This reduction in the quantity of petrol produced is generally not desirable, the market demand for petrol remaining high.
  • This known orientation of the conventional catalytic cracker into a petrochemical cracker is therefore not a completely satisfactory response to the evolution of the market characterized both by an increase in the demand for propylene and a maintenance of the demand for gasoline.
  • the method according to the invention aims to achieve a joint production of gasoline and propylene, using mainly a conventional heavy load, but with improved yields of propylene compared to conventional FCC, without reduction, or with a lesser reduction in yield in essence.
  • a prior art close to the process according to the invention is catalytic cracking (FCC) of fillers of the vacuum distillate type under conditions of high severity to increase the yield of propylene, this high severity being, as has been said, obtained by severe thermal conditions and / or generally by the addition of certain catalytic additives to the base catalyst, for example of zeolite ZSM-5.
  • FCC catalytic cracking
  • US Pat. No. 6,049,017 describes a process for producing propylene and ethylene from a hydrocarbon fraction containing C4 olefins and of higher carbon number by using a catalyst with a small pore diameter (typically of the order of 5 Angstrom).
  • a catalyst with a small pore diameter typically of the order of 5 Angstrom.
  • the examples given in this patent show that with a catalyst containing 40% by weight of zeolite SAPO-34, the conversion of butenes to ethylene and propylene does not exceed 55% initially and decreases over time to reach in the best case 45% at after 4.5 hours.
  • Patent EP-A-1 061 116 describes a process for converting olefinic cuts to C4 + into compounds containing mainly propylene by adding to the charge a certain amount of ethylene and hydrogen on a catalyst of silicalite type.
  • Patent WO-0104237 describes a process for converting hydrocarbon cuts going from C4 to C7, these cuts being able to be olefinic and paraffinic, by means of a catalyst comprising a zeolite of type ZSM-5 or ZSM-11, and phosphorus.
  • the operating conditions of catalytic cracking call for reaction temperatures higher than those of conventional catalytic cracking since it is mentioned in the patent cited from 510 ° C to 704 ° C.
  • the advertised yields of propylene + ethylene are in a range of 20 to 30% relative to the feed.
  • One of the advantages of the present invention is that it does not disrupt the progress of catalytic cracking while substantially maintaining in most cases the gasoline yield, which remains in the range of 35% to 55%, often 40% to 50% by weight, while significantly increasing the yield of propylene, which can be between 4% and 20% by weight, often between 5% and 15%, and preferably between 7% and 12% by weight relative to the total incoming load ( cracked).
  • the invention presents a process for converting a hydrocarbon feedstock, this feedstock comprising at least one relatively heavy main feedstock, that is to say made up of hydrocarbons with a boiling point above about 350 ° C. , and at least one relatively light secondary charge, the hydrocarbons of which have a boiling point below about 320 ° C., in which, - the main charge is cracked, representing at least 50% by weight of the hydrocarbon charge, in at least one fluidized bed reactor in the presence of a cracking catalyst,
  • the secondary charge is cracked in a fluidized bed with the same cracking catalyst, separately or as a mixture with the main charge, this secondary charge comprising olefins with at least 8 carbon atoms having been produced by oligomerization of light olefins at 4 and / or 5 carbon atoms,
  • the effluents from the cracking of the main charge and the secondary charge are fractionated in a common fractionation zone, and the catalyst used for the cracking of the main charge and that used for cracking of the secondary charge in a common regeneration zone.
  • the relatively light secondary charge in addition to C4 and or C5 olefin oligomers, can also comprise other light fractions with a boiling point below
  • olefins for example visbreaking or coking essence or synthetic essence produced by the Fischer-Tropsch process. It can also include oligomers formed from compounds other than C4 and / or C5 olefins, for example formed from other olefins from the group of C2, C6 to C10 olefins or even more, or oligomers formed by co-oligomerization of olefins in
  • the secondary feed can also comprise light compounds (such as paraffins and / or light C2 to C10 olefins) and / or aromatics (for example C6 to C10), which may optionally be present in an oligomerization effluent light olefins. It can also include other compounds or fractions, for example light recycling diesel.
  • light compounds such as paraffins and / or light C2 to C10 olefins
  • aromatics for example C6 to C10
  • the hydrocarbon feedstock may optionally, in addition to the main feedstock and the secondary feedstock, include other compounds such as heavier oligomers boiling above 320 ° C., or diesel fractions (of direct distillation or recycling catalytic cracking or other conversion units, for example fractions boiling between 320 and 350 ° C.
  • the olefins in C4 / C5, and more generally in C2 to C10, which are the source of the oligomers can have several origins:
  • the catalytic cracking in a fluidized bed (FCC) in addition to petrol and heavier products, also produces a cut of C4 hydrocarbons which mainly contains isobutane, isobutene, n-butenes and butanes accompanied by small amounts of 1,3-butadiene and acetylene hydrocarbons and, in the petrol fraction, a cut of hydrocarbons C5 which mainly contains pentanes, methylbutenes and n-pentenes, accompanied by small amounts of C5 diolefins and acetylene hydrocarbons.
  • FCC fluidized bed
  • the steam cracking of charges constituted by light cuts mainly paraffinic, for example naphtha
  • paraffinic for example naphtha
  • C4 / C5 hydrocarbons with 4 and / or 5 carbon atoms
  • a cut often available in significant quantities is also raffinate 1, that is to say cut C4, after extraction of the butadiene.
  • the light C4 and C5 cuts of steam cracking and FCC available in abundant quantities, therefore contain significant quantities of light olefins, often more than 30%, and sometimes up to almost 80% by weight or even more after selective hydrogenation of certain butadiene-rich cuts.
  • the invention provides a process for upgrading these light cuts after their at least partial transformation into longer olefins, this transformation being able to be carried out by the process according to the invention itself, or independently of this process.
  • These much more reactive longer olefins (oligomers) are good propylene precursors, used in the process according to the invention in addition to the main charge to increase the propylene yield, and this without degrading the production of gasoline, or to a lesser extent, for a given propylene production, if severe cracking conditions and / or a specific additive or a strong cracking catalyst are used, as already indicated.
  • the hydrocarbon charge, or cracked overall charge: main charge + secondary charge + possibly another additional charge contains more than 50% by weight of hydrocarbons boiling above 350 ° C., generally vacuum distillate, or possibly atmospheric residue.
  • the hydrocarbon feed contains more than 60% by weight of hydrocarbons boiling above 350 ° C., and most often more than 70%, for example between 70% and 95% by weight.
  • the secondary charge typically contains at least 1% by weight, generally at least 2% by weight, in particular from 2 to 40% by weight, relative to the hydrocarbon charge (overall charge fed to catalytic cracking), olefins with at least 8 atoms of carbon having been produced by oligomerization of light olefins with 4 and / or 5 carbon atoms, often from 3 to 35%, and most often from 4 to 30% by weight, in particular from 6 to 25% by weight.
  • the feed can also comprise other oligomers formed essentially from the group consisting of C2 to C10 olefins.
  • the secondary charge then typically contains from 2 to 45% by weight, often from 3 to 38%, and most often from 4 to 33% by weight, in particular from 6 to 28% by weight relative to the hydrocarbon charge (overall charge supplied with catalytic cracking), olefins with at least 6 carbon atoms having been produced by oligomerization of light olefins from the group consisting of C2 to C10 olefins.
  • the C6 oligomers, formed in particular by adding a butene with ethylene, or the heavier oligomers formed at least in part from C6 and higher olefins (C6 +) are indeed also good propylene precursors , which it is advantageous to also supply with catalytic cracking.
  • the cracking catalyst is the same for the main charge and the secondary charge, either that these two charges are cracked as a mixture, after introduction into the reactor at the same point or at separate points, or that they are cracked separately.
  • the two loads can be cracked as a mixture in the same FCC cracking unit, typically in the same substantially vertical tubular elevator. They can be introduced as a mixture, generally at a single level of the riser, or else separately, for example at two different levels.
  • the catalyst regenerated in a common regeneration zone, is after regeneration, divided into two parts supplying in parallel the two separate tubular elevators.
  • the catalyst is therefore the same, that is to say of the same nature, even if each reactor is supplied with a catalyst flow which is specific to it.
  • the spent catalyst flows from the two reactors are also separated from the cracking effluents and regenerated as a mixture, which implies that the two catalyst flows are only differentiated transiently.
  • the cracking temperature (temperature leaving the cracking zone) of the relatively light secondary charge may preferably be approximately 10 to 120 ° C. higher, preferably approximately 20 to 80 ° C. and very preferably about 20 to 50 ° C at the cracking temperature of the relatively heavy main charge.
  • the cutting point between two separate load feeds can also be different from the 320-350 ° C zone: We can for example crack more severely a cut boiling below 220 ° C, or 90% distilled point of about 220 ° C, and crack the heavier fractions less severely, for example a vacuum distillate, possibly supplemented with light or heavy diesel fuel for recycling.
  • the process includes the production of oligomers: a feed comprising olefins with 4 and / or 5 carbon atoms is then converted by oligomerization in at least one step, in at least an oligomerization reactor, and a catalytic cracking feedstock is used as a feedstock comprising at least part, generally the majority, of olefins containing at least 8 carbon atoms included in the oligomerization effluents.
  • oligomerization charge can in particular comprise from 0.5 to 15% by weight of ethylene, and in particular from 0.5 to 15% by weight of ethylene relative to the sum of the olefins in C4, C5, and C6. This allows the small quantities of ethylene available on an FCC unit to be used.
  • an oligomerization (with probably partial co-oligomerization) of a mixture containing olefins in C4 and C5, or in C4 and in C5 and in C6, or in C4 and in C2 and in C5, or in C4 and C2 and C5 and C6 leads to improved propylene yields (after cracking), to a higher conversion, and to operating conditions which are easier to implement, than if the cut was only oligomerized C4, the olefins in C5 in particular being cracked without prior oligomerization.
  • the advantage of this co-oligomerization is notable when the amount of C5 oligomerized cut is sufficient.
  • the feed comprising for example at least 10% by weight of C4 olefins, and also comprising C5 olefins, for example at least 10% by weight, with a mass ratio:
  • R2 C5 olefins / C4 olefins greater than 0.15 and for example 0.2 ⁇ R2 ⁇ 5, in particular 0.3. ⁇ R2 ⁇ 3 in particular 0.5 ⁇ R2 ⁇ 2 and more particularly 0.7 ⁇ R2 ⁇ 1, 5.
  • These feeds containing C4 and C5 olefins may also include C6 olefins; they can also be substantially free of C6 olefins, with for example with a mass ratio:
  • R3 C4 olefins + C5 olefins / C6 olefins greater than 10, the C6 olefins being optionally sent, for example, to the cracking step, as a mixture with the oligomers, without being subjected to prior oligomerization.
  • These fillers give very good yields of propylene, after oligomerization and cracking according to the process of the invention.
  • C4 and C5 olefin oligomers in particular the C9 co-dimer fractions, from the dimerization of butene and pentene give better propylene yields and a more propylene / ethylene ratio high than by direct cracking of C4 or C5 olefins, in particular because a significant fraction of the C9 dimer can crack giving 3 molecules of propylene.
  • the catalytic cracking (FCC) fractions typically contain recyclable olefinic C4 and C5 cuts. It is however possible according to the invention to feed to the oligomerization of external olefinic fractions, of fresh charge, ie not coming from the effluents of the cracking step in a fluidized bed (FCC) according to the invention , for example fillers coming from another FCC and / or from one or more steam crackers (cracking for example naphtha).
  • FCC fluidized bed
  • the oligomerization reactor and the catalytic cracking reactor in a fluidized bed are in the process according to the invention distinct, and operate with different operating conditions, which makes it possible to be able to choose the optimal conditions for each type of chemical reactions.
  • the catalytic cracking effluents are fractionated to produce in particular a cut, generally light, containing olefins with 4 and / or 5 carbon atoms, and at least part of this cut is recycled to the oligomerization.
  • the charge of oligomers is not produced by the process (in particular as an intermediate product), but is supplied from outside.
  • the feedstock sent to the oligomerization can be subjected, if necessary, to selective hydrogenation in order to substantially eliminate the diolefinic and / or acetylene compounds which may be present.
  • the raw C4 / C5 cuts from a steam cracker contain an amount of diolefins such that selective hydrogenation is highly recommended. Even in the case of a raw C4 / C5 cut from the FCC itself, it is generally preferable to carry out this selective hydrogenation in order to increase in particular the cycle time of the oligomerization.
  • Selective hydrogenation also makes it possible to increase the quantity of olefins, by transformation of the diolefins and acetylenics into mono-olefins.
  • this cut can also be subjected to selective hydrogenation, common or separate from that of cut C4 and / or C5.
  • the gasoline from the C4 and / or C5 cut can optionally be separated upstream from the oligomerization.
  • All the oligomers produced for oligomerization can be sent to the FCC (fraction C8 + from the oligomerization effluents).
  • oligomers produced it is also possible not to send all the oligomers produced to the FCC, and to reserve a part of these, for example from 10 to 50% by weight for other petrochemical applications (for example, a fraction can be separated and removed mainly comprising olefins having 10 to 14 carbon atoms, usable as a base for a charge of alkylation with benzene for the preparation of alkylbenzenes, or as bases for other chemical or petrochemical applications).
  • the fraction of oligomers separated in order to be removed can be obtained by fractionation of the effluents from at least one oligomerization step, in particular by one or more distillations. One can also simply withdraw and discharge part of the oligomerization effluents, without distillation.
  • the sampling of a fraction of oligomerization effluents comprising oligomers, or of a fraction of oligomers, with a view to its direct evacuation, is according to the invention comparable to an operation of separation or fractionation of the effluent d oligomerization or oligomers.
  • the propylene yield based on the quantity of hydrocarbons boiling above 350 ° C., is generally at least 4% by weight, for example between 4% and 20% by weight, often between 5% and 15%, and for example between 7% and 12% by weight.
  • the gasoline yield based on the quantity of hydrocarbons boiling above 350 ° C., is generally between 35% and 55% by weight, and for example between 40 and 50% by weight.
  • the method according to the invention proposes a series of reaction stages: selective hydrogenation, oligomerization, and catalytic cracking (FCC with a mixed charge or two separate charges), each step being able to be optimized from the point of view of the conditions and the catalyst used.
  • the various selective hydrogenation, oligomerization and catalytic cracking units involved in the present invention are then present on the same refining site.
  • the selective hydrogenation, or else the selective hydrogenation and the oligomerization can be carried out outside, for example on a steam cracking site.
  • catalytic cracking The operating conditions of catalytic cracking are not, most often, profoundly modified compared to those of a conventional catalytic cracking, and the catalytic cracker can continue to operate simultaneously with its traditional main charge of the distillate type under vacuum or atmospheric residue. , as well as with an additional charge of propylene precursor oligomers.
  • the catalytic cracker can also continue to produce significant amounts of gasoline, the increase in propylene production resulting mainly from cracking of the oligomers, and not from secondary cracking of the gasoline.
  • gasoline fractions containing a substantial fraction of olefins in particular gasoline of relatively low octane number, such as, for example, gasoline of a visbreaking or coking unit, or recycled FCC gasoline. It may indeed be that one wishes to favor a high yield of propylene over the yield of gasoline. In certain economic situations, the demand for petrol can also be reduced. In all cases, however, the presence of the oligomer load allows a gain in propylene, or allows, with constant propylene production, to less degrade the gasoline yield than in the prior art, or to keep this yield .
  • the light cut typically comes from a steam cracker and / or FCC effluents (from the separation of the effluents from the catalytic cracking step of the heavy load and the light load).
  • the contents of dienes (diolefins) and acetylenics are important when this cut comes from a steam cracker; this is why a step a) of selective hydrogenation of dienes and acetylenics to mono-olefins is almost essential in this case. It is also preferable in most cases, because it reduces the coking of the oligomerization catalyst in step b), and increases the cycle time of the oligomerization reactor. It would not, however, depart from the scope of the invention if such a selective hydrogenation step was not included in the process according to the invention.
  • the main purpose of this first step is to transform diolefins (or dienes) into mono-olefins. Indeed, the mono-olefins are the source of the oligomers produced in step 2. It is therefore desirable to convert the diolefins to mono-olefins.
  • the second object of this step is to eliminate the traces of acetylene hydrocarbons present in these cuts and which are undesirable compounds for oligomerization, these compounds also being transformed into mono-olefins.
  • the residual acetylene content may even be less than 10 ppm, or 5 ppm, or even less than 1 ppm by weight.
  • the transformation can advantageously be carried out in two or three reactors in series in order to better control the selectivity of the hydrogenation.
  • the load to be treated is diluted by recycling a certain flow of the effluent from this selective hydrogenation.
  • the residual content of diolefins + acetylenes in the selective hydrogenation effluent is typically less than approximately 1000 ppm by weight, preferably less than approximately 100 ppm by weight and very preferably less than 20 ppm by weight.
  • this selective hydrogenation step is carried out using a catalyst comprising at least one metal chosen from the group formed by nickel, palladium, and platinum, deposited on a support comprising alumina, silica or silica-alumina.
  • a catalyst is used which comprises at least palladium or a palladium compound fixed on a refractory mineral support, for example on an alumina or a silica-alumina.
  • the palladium content on the support can typically be from 0.01% to 5% by weight, preferably from 0.05% to 1% by weight.
  • Various pretreatment methods known to a person skilled in the art can optionally be applied to these catalysts to improve their hydrogenation selectivity towards mono-olefins.
  • the operating temperature of the selective hydrogenation is generally between 0 and 200 ° C, the pressure typically between 0.1 and 5 MPa, often between 0.5 and 5 MPa, the space velocity typically between 0.5 and 20 m 3 per hour and per m 3 of catalyst, often between 0.5 and 5 m 3 per hour and per m 3 of catalyst, and the H2 / molar ratio / (acetylene + diolefinic compounds) generally between 0.5 and 5 and preferably between 1 and 3.
  • this cut can also be subjected beforehand to a selective hydrogenation, common or separate from that of cut C4 and / or C5.
  • a selective hydrogenation common or separate from that of cut C4 and / or C5.
  • the gasoline from the C4 and / or C5 cut can optionally be separated upstream from the oligomerization.
  • a reactor In order to achieve selective hydrogenation, a reactor is generally used in a fixed bed, traversed with downward cocurrent by the feedstock to be treated and hydrogen (or a gas containing a significant molar fraction of hydrogen, for example at least minus 50%), or downdraft for the load to be treated and upward for hydrogen.
  • the process of the invention may also comprise one or more optional steps for purifying the charge (different (s) or common (s) with selective hydrogenation) upstream of the oligomerization, which may be useful or necessary for the at least one of the following stages: oligomerization and cracking.
  • optional purification steps depends directly on the catalyst (s) used as well as on the operating conditions and will clearly appear to those skilled in the art for each particular case considered.
  • the object of this (or these) step (s) is to oligomerize linear olefins, and optionally branched in C4 and Cs, as well as other olefins possibly present, for example and in a nonlimiting manner of olefins in C2 ( ethylene) and / or C6 (hexenes) or even heavier, from the previous step, to obtain a mixture of hydrocarbons containing mono-olefins with a number of carbon atoms predominantly greater than or equal to eight.
  • oligomers are obtained whose number of carbon atoms is for the most part at least less than or equal to 30, and for the most part between 8 and 20.
  • oligomers and the terms oligomerize and oligomerization
  • oligomers is used more broadly, by applying it to higher olefins formed by the addition of n identical olefins and / or different (the term therefore also applies to a cut comprising co-oligomers).
  • Oligomerization is distinguished from polymerization by the addition of molecules in a limited number, the number n cited above being, according to the invention, for the greater part by weight of at least oligomers, between 2 and 10, limits included, and generally between 2 and 5, in particular between 2 and 4.
  • the oligomers may however comprise traces of olefins having been oligomerized with n> 10. Most often these traces represent less than 5% by weight relative to the oligomers formed.
  • the oligomerization can be carried out in one or more stages, with one or more reactors and one or more catalysts.
  • the following description of the catalyst and of the operating conditions can be applied to any of the stages and / or to any of the reactors.
  • the oligomerization step can use a catalyst comprising a Lewis acid, for example aluminum chloride, a chloroalkylaluminium, tin tetrachloride, boron trifluoride, this Lewis acid often being associated with traces of hydrochloric acid, water, tertiary butyl chloride, or organic acids.
  • a Lewis acid for example aluminum chloride, a chloroalkylaluminium, tin tetrachloride, boron trifluoride, this Lewis acid often being associated with traces of hydrochloric acid, water, tertiary butyl chloride, or organic acids.
  • the selectivities in dimer and in trimer depend on the catalyst and the operating conditions.
  • the oligomerization process is such that a substantial and possibly extensive transformation of all of the starting olefins is sought.
  • the catalyst used for the oligomerization step can also comprise supported sulfuric acid or supported phosphoric acid, for example on silica, alumina, or silica-alumina.
  • the catalyst used for the oligomerization step can also comprise a sulphonic resin (for example without limitation, an AMBERLIST resin sold by the company ROHM & HAAS).
  • the catalyst used for the oligomerization step can also comprise a silica-alumina, or preferably an acid solid having a form selectivity.
  • this catalyst can comprise at least one zeolite having a shape selectivity, this zeolite comprising silicon and at least one element chosen from the group consisting of aluminum, iron, gallium, phosphorus, boron, and preferably aluminum.
  • This zeolite exhibiting a form selectivity can for example be of one of the following structural types: MEL (for example ZSM-11), MF1 (for example ZSM-5), NES, EUO, FER, CHA (for example SAPO-34), MFS, MWW, or can also be one of the following zeolites: NU-85, NU-86, NU-88 and IM-5, which also have form selectivity.
  • MEL for example ZSM-11
  • MF1 for example ZSM-5
  • NES EUO
  • EUO FER
  • CHA for example SAPO-34
  • MFS MWW
  • zeolites NU-85, NU-86, NU-88 and IM-5, which also have form selectivity.
  • zeolites having a form selectivity limits the formation of strongly branched oligomers, for example of tri-branched isomers whose cracking leads to a lower selectivity of propylene / isobutene, that is to say to a lower propylene / isobutene mass ratio.
  • zeolites for example a zeolite of the MF1 type (for example ZSM-5) associated with another zeolite having a selectivity of form, previously mentioned or of one of the types previously mentioned.
  • the zeolite used can also be mixed with a zeolite which does not have any form selectivity, such as for example a Y zeolite of structural type FAU.
  • the zeolite (s) may be dispersed in a matrix based on silica, alumina or silica alumina, the proportion of zeolite (and generally of zeolite having a form selectivity) often being between 3 and 80% by weight, in particular between 6 and 50% by weight and preferably between 10 and 45% by weight.
  • the zeolite having a form selectivity used (or the zeolites having a form selectivity used) generally has an Si / Ai ratio greater than 12, preferably greater than 20, more preferably greater than 40, and still more more preferred greater than 80.
  • the Si / Ai ratio mentioned above can for example be between 40 and 1000. This makes it possible to reduce the acidity of the catalyst and the hydrogen transfer reactions which lead to the formation of paraffins which are not or not very reactive at the level of the stage. subsequent cracking. Such high Si / Al ratios can be obtained at the time of the manufacture of the zeolite, or by subsequent dealumination.
  • the oligomerization catalyst can finally be different from the catalysts mentioned above, if it has a significant activity in oligomerization.
  • the oligomerization catalyst can be used in the solid state, in powder form for use in a fluidized bed, with continuous circulation of the catalyst from the reactor to a regeneration zone.
  • At least 2 reactors are used in a fixed bed with a cyclic operation, one reactor being in operation (oligomerization phase) and another reactor in the regeneration phase, according to the technique of "swing" reactors. according to the Anglo-Saxon term well known to those skilled in the art, which means tilting.
  • the load is switched to the second reactor, and the catalyst of the first reactor is regenerated.
  • three reactors including two reactors in operation and one in regeneration, or three reactors in operation and one in regeneration, or N reactors in operation and P reactors in regeneration, variants also considered to be equivalent to swing reactors.
  • the regeneration phase typically comprises a phase of combustion of the carbon deposits formed on the catalyst, for example using an air / nitrogen mixture or air depleted in oxygen (for example by recirculation of fumes), or air, and may possibly include other phases of treatment and regeneration of the catalyst.
  • the oligomerization catalyst can also be used in the form of a suspension in a saturated hydrocarbon such as hexane or isobutane, or in a halogenated hydrocarbon such as methyl chloride.
  • the suspension can be used in a bubbling bed, in particular with particles of average diameter between 0.25 and 1 mm and preferably between 0.3 and 0.8 mm, or in fine suspension, with particles of average diameter between 0.02 and 0.25 mm and preferably between 0.03 and 0.20 mm. It is also possible to use a suspension or the particles are in the colloidal state.
  • the preferred implementation for the oligomerization reactor is that in a fixed bed.
  • the operating conditions are chosen according to the catalyst, so that the reaction takes place at a sufficient speed.
  • the temperature (reactor outlet) may for example be between -100 ° C and 350 ° C, preferably between 70 ° C and 310 ° C, and very preferably between 70 ° C and 250 ° C, for example between 120 ° C and 250 ° C, especially between 150 and 220 ° C.
  • the temperature of step b) of oligomerization is lower by at least 40 ° C, preferably by at least 80 ° C, and very preferably by at least 120 ° C than that of step d) catalytic cracking.
  • the pressure is typically between 0.1 and 10 MPa, and preferably between 0.1 and 5 MPa, and very preferably between 0.8 and 4 MPa, and in particular between 1.5 and 3.5 MPa.
  • the pressure (at the outlet of the reactor) of step b) of oligomerization is greater by at least 0.5 MPa, preferably by at least 1 MPa, and very preferably by at least 1.5 MPa to that of step d) of catalytic cracking.
  • the VVH is generally between 0.1 and 5 m 3 per hour and per m 3 of catalyst, and preferably between 0.5 and 4 m 3 per hour and per m 3 of catalyst.
  • the operating conditions are often also optimized according to the characteristics of the load. It is also possible to use, for the selective hydrogenation step and for the oligomerization step, neighboring conditions, and in particular neighboring pressures, such as pressures differing from one another only by 0.5 MPa at most, or even 0 , 3 MPa at most. This makes it possible to chain the two reactions successively, possibly without fractionation or pressurization or intermediate depressurization, or even possibly without cooling or even without intermediate reheating. It is also possible to carry out the selective hydrogenation and oligomerization reactions in two successive beds of the same reactor.
  • the conversion of olefins to C4 and C5 during oligomerization generally reaches 90% or more, and can even be substantially complete.
  • ethylene which promotes the formation of oligomers with six or seven carbon atoms (by addition with olefins in C4 / C5 of the charge) and their subsequent cracking into propylene.
  • This allows the relatively limited quantities of ethylene produced at the FCC to be used.
  • Another situation where this arrangement is interesting is that of an additional ethylene coming from a steam cracker, in a cyclical period where the demand for ethylene is low while the demand for propylene remains high. We can then adjust the amount of ethylene to the excess available. (For comparison, this adjustment is not possible in the metathesis process, or as many moles of ethylene are used as butene).
  • the amount of ethylene that can be used is for example between 0.5 and 15% by weight of the oligomerization charge.
  • the oligomerization reactor is a fixed bed, uses a catalyst comprising a silica-alumina or preferably at least one zeolite, and very preferably a zeolite having a shape selectivity (for example a zeolite of MF1 type), works at a temperature between 70 ° C and + 310 ° C, a pressure typically between 0.1 and 5 MPa, and a space velocity between 0.1 and 5 m 3 per hour and per m 3 of catalyst.
  • a catalyst comprising a silica-alumina or preferably at least one zeolite, and very preferably a zeolite having a shape selectivity (for example a zeolite of MF1 type)
  • the oligomerization step can be carried out in 3 steps:
  • a first step b1) of limited oligomerization making it possible to carry out a preferential oligomerization of branched, more reactive olefins, in particular isobutene, the linear olefins being notably less oligomerized
  • - A step b2) of fractionation of the effluents of the step b1) for example by distillation or any other known fractionation, making it possible to extract a cut comprising di-isobutene and / or tri-isobutene: C8 cut rich in di-isobutene, and / or in tri-isobutene, or substantially pure di-isobutene, or optionally a C8 + cut (C8 and heavier), this extracted cut comprising di-isobutene and / or tri-isobutene not being fed in step d) of cracking.
  • Steps b1) and b2) make it possible to at least partially eliminate isobutene through a product: di-isobutene and / or tri-isobutene whose catalytic cracking yields of propylene are relatively low, and of obtaining less branched oligomers in step b3), giving better cracking yields.
  • the at least partial elimination of isobutene before step b3) also makes it possible to limit the formation of gums during this step b3), for which an advanced oligomerization of the remaining olefins, in particular linear olefins at C4, is sought. and / or C5.
  • the previously described process variant (with limited oligomerization b1) then final oligomerization b3) after fractionation b2) and at least partial elimination of the oligomers formed in b1)) can also be applied to a charge comprising isoamylenes (olefins branched at C5) in place of isobutene, or at a charge comprising isobutene and isoamylenes.
  • olefins branched at C5 in place of isobutene
  • These branched olefins can be oligomerized much more easily and preferably with their linear counterparts, which makes it possible to evacuate them at least in part after step b1).
  • Step b1) which is not aimed at the formation of linear olefins which are good propylene precursors, can be carried out with a catalyst from those mentioned above, but also with a zeolitic catalyst having a percentage of zeolite with a selectivity of weaker form than that of step b3), or even with a non-zeolitic catalyst, essentially comprising an amorphous silica-alumina of average acidity.
  • a catalyst from those mentioned above, but also with a zeolitic catalyst having a percentage of zeolite with a selectivity of weaker form than that of step b3), or even with a non-zeolitic catalyst, essentially comprising an amorphous silica-alumina of average acidity.
  • milder conditions could be used in the first oligomerization step compared to the final step, in particular by using a lower temperature of at least 40 ° C in the first step.
  • the di-isobutene and the tri-isobutene are in fact, for each of these compounds, a mixture of isomers, known to those skilled in the art; there are in particular two isomers for di-isobutene, including 2,4,4-trimethyl-2-pentene, with normal boiling point 104.9 ° C which boils in the gasoline domain and has a good octane number.
  • the tri-isobutene comprises oligomers, some of which have a normal boiling point of between 196 and 210 ° C., which can be incorporated at least in part into a gasoline base or into a kerosene, or into a diesel, depending on the valuations sought. It can also be used for uses in chemistry,
  • a heavy cut extracted, rich in di-isobutene can be valued at a high level as a base of gasoline, or for other applications, for example in chemistry etc.
  • at least part of said cut is added ( or part) evacuated comprising di-isobutene, to at least part of the gasoline produced directly by cracking, to produce a gasoline base.
  • the conditions of the oligomerization step can be determined, for example by limiting the conversion of step b) or of step b1), so that said evacuated cut (or part) comprising di-isobutene allows, after at least partial addition to at least part of the gasoline produced directly by cracking, to increase the engine octane number and / or search for this cracked gasoline.
  • the limitation of the above-mentioned conversion of the oligomerization step (for example b1)) makes it possible to obtain a high amount of di-isobutene, which is very reactive with respect to linear pentenes.
  • Step b1) can be implemented on a C4 cut alone, a C5 cut, or C2 and C5 in particular which can optionally be added to the butenes not converted in b1) for the final oligomerization in step b3).
  • These fractions which include significant quantities of paraffins have a lower reactivity for additional oligomerization or for cracking.
  • the last step of the complete and integrated variant of the process according to the invention is the catalytic cracking in a fluidized bed of the hydrocarbons resulting from the oligomerization step (or at least part of the oligomers formed), in mixture with the feed. main (typically vacuum distillate), or separately and in parallel with this charge.
  • the FCC catalyst is typically used in the form of a fine powder with an average diameter often between 40 and 140 micrometers, in particular between 50 and 120 micrometers.
  • the preferred catalytic cracking catalysts are those which contain at least one zeolite usually dispersed in a suitable matrix such as for example alumina, silica, silica-alumina.
  • the most commonly used zeolite is the Y zeolite, but it is advantageously possible to use another zeolite, alone or in admixture with the Y zeolite.
  • the catalyst can in particular comprise, in the process according to the invention, at least one zeolite having a selectivity in shape, this zeolite comprising silicon and at least one element chosen from the group consisting of aluminum, iron, gallium, phosphorus, boron, and preferably aluminum.
  • the zeolite having a form selectivity used can be of one of the following structural types: MEL (for example ZSM-11), MF1 (for example ZSM-5), NES, EUO, FER, CHA (e.g. SAPO-34), MFS, MWW, or may also be one of the following zeolites: NU-85, NU-86, NU-88 and IM-5, which also have shape selectivity.
  • zeolites having a form selectivity for example a zeolite of the MF1 type (for example ZSM-5) associated with another zeolite exhibiting a form selectivity, previously cited or of one of the types previously mentioned.
  • the proportion of zeolite having a form selectivity relative to the total amount of zeolite can vary depending on the fillers used and the spectrum of the products sought, as will be explained below. Often from 2 to 60%, in particular from 3 to 40%, and in particular from 3 to 30% by weight of zeolite (s) exhibiting shape selectivity are used.
  • the zeolite or zeolites may be dispersed in a matrix based on silica, alumina or silica alumina, the proportion of zeolite (all zeolites combined) relative to the weight of the catalyst often being between 3 and 80% by weight, preferably between 4 and 50% by weight and for example between 5 and 25% by weight.
  • the zeolite with form selectivity used which typically contains silicon and aluminum, generally has an Si / Ai ratio greater than 12, preferably greater than 20, sometimes greater than 40 and even 80.
  • Si / Ai ratio makes it possible to reduce the acidity of the catalyst and the hydrogen transfer reactions which lead to the formation of paraffins (including in the petrol distillation range) to the detriment propylene formation.
  • High Si / Al ratios can be obtained at the time of manufacture of the zeolite, or by subsequent dealumination.
  • the choice of the type of catalyst and the zeolites used depends on various factors, including the charge used, the operating conditions, and also the spectrum of the products sought:
  • a strongly zeolitic catalyst having a high proportion of zeolite having a selectivity of form (for example a zeolite of MF1 type such as ZSM 5), with a very high Si / Ai ratio.
  • zeolite with a higher proportion of zeolite Y than in the previous case, and a lower proportion or even no zeolite with shape selectivity.
  • a zeolite may optionally be used with a lower Si / Ai ratio. Finally, a lower operating temperature can be used.
  • a catalyst comprising at least two zeolites, with for example a proportion of zeolite having a shape selectivity of between 2 and 40% by weight, in particular between 3 and 30% by weight, or between 4 and 20% by weight , or for example between 5 and 15% by weight relative to the total amount of zeolites.
  • a catalyst is then identical or relatively close to a conventional FCC catalyst.
  • the catalytic cracking catalyst can also be different from the catalysts mentioned above, provided that it has a significant activity in catalytic cracking for the production of propylene.
  • the two fillers are cracked separately or as a mixture, typically at a temperature of about 450 to about 650 ° C (reactor outlet temperature), a pressure between 0.1 . at 0.5 MPa and residence times in the reactor less than 1 minute, often from about 0.1 to about 50 seconds, and preferably from 0.1 to 10 seconds. If the relatively light secondary charge is cracked separately from the main charge, it can advantageously be cracked at a temperature higher than that used for the main charge.
  • the C / O ratio which designates the ratio of the mass flow rate of catalyst to the mass flow rate of incoming charge is generally between 4 and 7 and preferably between 4.5 and 6.5, these values not being limiting.
  • the main charge of catalytic cracking can be any type of charge used in catalytic cracking, that is to say most often a vacuum distillate or an atmospheric residue. This charge is, in the process according to the invention, typically cracked with traditional operating conditions which make it possible in particular to maintain the gasoline yield, or to reduce this yield less, for a given propylene production, part of the propylene formed originating from the cracking of the oligomers.
  • the process charge also comprises an olefin gasoline with olefins having a number of carbon atoms greater than five, or possibly greater than six, (C6 + or C7 + olefins) the preferred point of introduction of these olefins is the catalytic cracking step.
  • the olefins can also be supplied with C6 or even C7 and more for oligomerization.
  • An FCC catalytic cracking unit is typically associated with an effluent separation unit which comprises a primary separation of the FCC effluents, a gas compression and fractionation section as well as distillations for the fractionation of the various liquid sections.
  • This type of fractionation unit is well known to those skilled in the art.
  • FIG. 1 represents an installation for implementing the method according to the invention in a first variant with significant integration between the stages of the method (in particular by recycling):
  • a charge of C4 / C5 from a steam cracking unit (not shown in the figure) is introduced by line 1.
  • Line 1 bis brings hydrogen or a hydrogen-rich gas which is used for step d 'selective hydrogenation carried out in a fixed bed in the reactor (s) R1 (which can include 2 or 3 reaction zones (or even reactors) in series with intermediate cooling (s) if necessary).
  • the feed and the hydrogen-rich gas are introduced into the hydrogenation reactor R1 via line 2.
  • R1 can also be supplied by an olefinic recycling stream of C4 and / or C5 flowing in line 13.
  • the reactor R1 is thus supplied by two separate lines 2 and 13 in FIG. 1. It is also possible to supply the loads with mixture by a common line. Similarly, hydrogen can be supplied inside the reactor and not upstream of it.
  • Such variant embodiments or equivalent technical means obvious to those skilled in the art, are also applicable for other reactors or separation zones represented in FIGS. 1 to 4.
  • the effluents from reactor R1 feed via line 3 a fractionation zone S1 comprising a stabilization column. It is also possible to extract isobutene, optionally present in the feedstock and / or in a recycled fraction, at the level of S1 (according to one of the techniques set out below or other techniques known elsewhere), to reduce the amount or avoid the presence of isobutene in the oligomerization reactor.
  • the light products mainly hydrogen and methane, are evacuated via line 4.
  • the C4 / C5 section selectively hydrogenated is introduced via line 5 into the oligomerization reactor R2.
  • a recycled olefinic cut, obtained from FCC effluents, is optionally introduced via line 10 into the oligomerization reactor. Preferably, this section can be returned to the selective hydrogenation step by line 13 already mentioned, rather than to the oligomerization.
  • Zone S2 typically includes a distillation of the oligomerization effluents to recover the heavier oligomers, the residual C4 / C5 cut, consisting of a minority of untransformed olefinic compounds and especially paraffinic compounds, being evacuated via line 7a.
  • the oligomers are at least partially transferred via line 8, and introduced into the catalytic cracking reactor R3. Another part of these oligomers can be removed via line 7c. This makes it possible to reserve a part of these oligomers for uses other than the production of propylene, at. possibly high valuation.
  • part of the C10 to C14 oligomers can be used as one of the bases for the manufacture of alkylbenzenes, linear or not, or as bases for other chemical or petrochemical applications. It is also possible to produce, from a portion of the oligomers, fractions boiling in the distillation range of petrol, kerosene of diesel fuel, or domestic fuel, usable as base (s) for the manufacture of these products. .
  • This removal of a portion of the oligomers, not supplied with catalytic cracking, is a notable advantage of the process according to the invention compared to the single-stage processes for the conversion of light olefins to propylene, which cannot co-produce oligomers . It also contributes to the indirect elimination of isobutene, when this compound is present in the oligomerization charge: This compound in fact tends to oligomerize easily but then to recreate significantly in isobutene, which therefore tends to s' accumulate if operating with total recycling of light olefins from catalytic cracking.
  • a fraction of oligomers and / or C4 and / or C5 cut (s) contained in the oligomerization effluents can optionally be recycled to the oligomerization reactor R2 by line 7b, this fraction not very reactive making it possible to reduce the temperature increase in reactor R2 (or series reactors if the oligomerization includes several reactors).
  • the charge of oligomers circulating in line 8 is cracked in the reactor R3 of fluid catalytic cracking (FCC).
  • the reactor R3 is also supplied by a main charge of vacuum distillate introduced by line 9.
  • the overall charge of the FCC catalytic cracking unit therefore mainly comprises vacuum distillate, as well as an additional charge comprising C4 and / or C5 olefin oligomers (or more generally from C2 to C10 or even more). It can also include another additional charge consisting of gasoline, recycled by line 14.
  • the effluents from the FCC reactor R3 are evacuated via line 11 and are introduced into a separation zone S3.
  • the zone S3 typically comprises a gas compressor and distillation means.
  • at least part of the isobutene is removed from the C4 cut before being recycled (for example to selective hydrogenation or to oligomerization).
  • this elimination of isobutene is carried out after a selective selective hydrogenation, separately or in admixture with the fresh charge supplied to line 1.
  • the C4 (or C4 / C5) cut of FCC is recycled by the line 13 and selectively hydrogenated in the reactor R1 as a mixture with the fresh feed.
  • the isobutene is for example separated (at the level of S1 or S3) from the fraction C4 or C4 / C5 also comprising linear butenes, by a set of separation units, comprising for example an etherification of the isobutene and optionally other olefins branched by an alcohol, then a distillation.
  • a set of separation units comprising for example an etherification of the isobutene and optionally other olefins branched by an alcohol, then a distillation.
  • One can also carry out hydroisomerization with reactive distillation, to separate isobutene from n-butenes (butene 1 being transformed into butene 2 separable from isobutene).
  • branched olefins isobutene and / or isoamylenes
  • one or more known separation methods such as liquid-liquid extractions, etherifications, or other methods such as membrane methods or using selective adsorbents possibly simulated counter-current.
  • part or all of the C5 cut of FCC can also be recycled via line 13, or possibly heavier fractions, in particular in C6 and / or C7 and / or C8.
  • Non-recycled FCC effluents are discharged via line 12, as well as by other lines not shown. Part or all of the C4 cut contained in the cracking effluents can also be evacuated, and not recycled.
  • the C4 or C4 / C5 cut can be recycled without extracting the isobutene.
  • the raw C4 or C4 / C5 charge, after selective hydrogenation, is then oligomerized in R2 and separated in S2.
  • S2 can then only comprise a separation of the oligomers (by distillation), sent to the reactor R3 by line 8, the residual C4 or C4 / C5 cut (contained in the oligomerization effluents), essentially paraffinic, being evacuated by line 7a .
  • FIG. 2 illustrates a variant of the process which does not involve the recycling of an olefinic C4 or C4 / C5 cut to oligomerization.
  • FIG. 3 illustrates another variant of the process which does not include the supply of olefinic feed by a C4 cut from a steam cracker, but only includes the feeding of the FCC by a feed of vacuum distillate or atmospheric residue, and recycling of the C4 or C4 / C5 olefinic fraction to the oligomerization reactor.
  • FIG. 4 illustrates a variant close to that of FIG. 3, but with a step of selective hydrogenation of the C4 or C4 / C5 olefinic cut before its recycling to the oligomerization reactor.
  • DSV vacuum distillate
  • the FCC operating conditions are as follows: - Riser outlet temperature: 510 ° C.
  • Catalyst 95% by weight of the catalyst of type Y zeolite dispersed in a matrix, and 5% by weight of the catalyst of type ZSM-5 dispersed in a matrix.
  • a process C4 from a steam cracker containing a majority of butadiene is treated according to the process which is the subject of the present invention, in an installation such as that described in FIG. 1.
  • This cut C4 is selectively hydrogenated in R1 and the light compounds, in particular the residual hydrogen and light gases such as methane are eliminated in the separation section S1.
  • the C4 cut resulting from this hydrogenation (flow 5) is introduced into the R2 oligomerization reactor which operates under the following conditions:
  • the catalyst used is a MF1 type zeolite with an Si / Ai ratio of 48. It is used in the form of beads with an average diameter of 2 mm.
  • the flow leaving the oligomerization contains 90% of oligomers relative to the olefins of the feed, mainly olefinic oligomers at C8 and, in smaller amounts at C12.
  • the quantity of oligomers introduced into the catalytic cracking represents 10% mass of the overall charge.
  • These oligomers, after fractionation in section S2, are introduced into the catalytic cracking unit (FCC), in admixture with the same charge of vacuum distillate as that of Example 1.
  • the FCC operates with the same operating conditions as those of Example 1.
  • the residual olefinic C4s separated in section S2 are recycled to the oligomerization reactor R2.
  • the propylene yield relative to the vacuum distillate charge plus the charge of oligomers entering the FCC is 5.6% and the petrol yield is 40.6%.
  • a C4 cut from a steam cracker is treated according to the process which is the subject of the present invention. It is a cut of the same nature as that used in Example 2, but the quantity of oligomers introduced in the catalytic cracking stage now represents 18% of the charge of catalytic cracking.
  • the operating conditions of the oligomerization reactor and of the FCC reactor are the same as those of Example 2.
  • the yield of propylene is 7.6% and the yield of petrol is 38.9%.
  • Example 4 (according to the invention illustrated in Figure 1):
  • the same C4 cut as that used in Examples 2 and 3 is treated according to the process which is the subject of the present invention.
  • the quantity of oligomers coming from the external fresh charge (coming from the oligomerization of the steam cracking cut) which are introduced into the catalytic cracking stage represents 10% of the catalytic cracking charge.
  • the oligomerization step always works under the conditions of examples 2 and 3.
  • the catalytic cracking always works under the conditions of example 1.
  • the C4 cut from the catalytic cracking step is recycled at the level from the oligomerization step, to increase the quantity of cracked oligomers.
  • the propylene yield is 8.3% and the gasoline yield is 42.7%.
  • Example 5 (according to the invention illustrated in FIG. 2):
  • Example 4 This example is similar to Example 4, but the quantity of oligomers coming from the external fresh charge which are introduced in the catalytic cracking stage represents 22% of the main charge DSV of the catalytic cracking.
  • the propylene yield is 11.1% and the petrol yield 41.6%.
  • Example 6 illustrates an operating mode according to the invention of an installation such as that described in FIG. 3, in which only the recycling of the linear olefins from the C4 cut used from the catalytic cracking step is used as feedstock. of the oligomerization unit.
  • the propylene yield relative to the overall charge DSV + oligomers entering the FCC is 5% and the gasoline yield is 44.1%.
  • Example 6 This example is analogous to Example 6, but the C4 and C5 linear olefins from the FCC are recycled to the oligomerization step.
  • the propylene yield is 7.1% and the gasoline yield is 40.6%.

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)

Abstract

Procédé de conversion d'une charge hydrocarbonée comprenant une charge principale relativement lourde de température d'ébullition supérieure à environ 350 °C, et une charge secondaire relativement légère de température d'ébullition inférieure à environ 320 °C, dans lequel,- on craque la charge principale, représentant au moins 50 % poids de la charge hydrocarbonée, dans un réacteur en lit fluidisé en présence d'un catalyseur de craquage,- on craque la charge secondaire en lit fluidisé avec le même catalyseur de craquage, séparément ou en mélange avec la charge principale, cette charge secondaire comprenant des oligomères à au moins 8 atomes de carbone d'oléfines légères à 4 et/ou 5 atomes de carbone.

Description

PROCÉDÉ DE PRODUCTION CONJOINTE DE PROPYLÈNE ET DΕSSENCE À PARTIR D'UNE CHARGE RELATIVEMENT LOURDE
L'objet de la présente invention est un procédé de conversion d'une charge hydrocarbonée comprenant majoritairement une coupe lourde, en particulier une coupe de distillât sous vide, pour la production conjointe d'essence et de propylène.
La demande en propylène augmente notablement depuis de nombreuses années, avec un taux de croissance annuel souvent supérieur de pratiquement un point à celui de l'éthylène. Il y a donc un besoin d'augmenter la production de propylène. Actuellement la source principale de production du propylène est le vapocraquage de naphta avec des rendements compris selon la sévérité entre environ 13 et 17 %. L'autre charge principale de vapocraquage, l'éthane, ne produit que très peu de propylène. Il faut par ailleurs noter que les possibilités de régler la marche du vapocraquage en vue de maximiser le rendement en propylène sont relativement limitées.
L'autre source importante de production du propylène est le craquage catalytique (généralement connu sous le sigle FCC, abréviation de la terminologie anglo-saxonne "Fluid Catalytic Cra ing", qui signifie Craquage Catalytique Fluide).
Ce procédé, qui opère en lit catalytique fluidisé, produit principalement de l'essence à partir d'une charge de type distillât sous vide, mais produit également du propylène, typiquement de 3 à 4 %.
Le réacteur de craquage catalytique (FCC) fonctionne généralement à courant ascendant, et comprend alors principalement un riser selon la terminologie anglo-saxonne (le terme "riser" désignant un tube élévateur de catalyseur vertical à circulation ascendante de la charge à co- courant avec le catalyseur, dans lequel la réaction chimique se déroule).
II peut également parfois fonctionner à courant descendant et comprendre un dropper selon la terminologie anglo-saxonne (le terme "dropper" désignant un réacteur tubulaire vertical à circulation descendante de la charge à co-courant avec le catalyseur). Le réacteur peut également comprendre une capacité en lit fluidisé et pas seulement un réacteur tubulaire à lit entraîné.
Il existe une mise en œuvre du craquage catalytique orientée vers la production d'oléfines et particulièrement de propylène. Cette mise en oeuvre repose soit sur une sévérisation des conditions opératoires, en particulier une augmentation des températures de craquage, soit sur l'utilisation de conditions relativement sévères associées à l'utilisation d'additifs spécifiques au catalyseur de craquage. De tels additifs catalytiques (par exemple à base de zéolithe de type ZSM-5), qui peuvent être incorporés au catalyseur de départ ou introduits sous forme de catalyseur d'appoint, présentent une sélectivité de forme et tendent à la fois à convertir des molécules peu ramifiées, moins réactives, et à limiter les réactions de transfert d'hydrogène qui conduisent notamment à la formation de paraffines moins réactives. La limitation de la formation de paraffines permet de favoriser la poursuite du craquage, y compris de molécules de taille moyenne.
Toutes ces conditions, thermiques et/ou catalytiques, conduisent à un craquage notable de composés bouillant dans l'intervalle de distillation de l'essence, qui peut également être recyclée, au moins en partie, ce craquage donnant des quantités accrues de propylène.
Cette orientation connue du craquage catalytique vers la production de propylène bouleverse la structure des rendements avec une chute du rendement en essence qui peut par exemple passer de 50 % environ à 25 % environ au bénéfice des coupes C3 - C4 (le terme Cn désignant une coupe d'hydrocarbures ayant n atomes de carbone), qui peuvent augmenter de 15 % à pratiquement 40 %. Cette diminution de la quantité d'essence produite n'est généralement pas souhaitable, la demande du marché en essence restant élevée. Cette orientation connue du craqueur catalytique conventionnel en un craqueur pétrochimique n'est donc pas une réponse complètement satisfaisante à l'évolution du marché caractérisée à la fois par une augmentation de la demande en propylène et un maintien de la demande en essence.
Le procédé selon l'invention vise à réaliser une production conjointe d'essence et de propylène, en utilisant principalement une charge lourde conventionnelle, mais avec des rendements améliorés en propylène par rapport au FCC conventionnel, sans diminution, ou avec une moindre diminution du rendement en essence.
Art antérieur
Un art antérieur proche du procédé selon l'invention est le craquage catalytique (FCC) de charges du type distillât sous vide dans des conditions de sévérité élevée pour accroître le rendement en propylène, cette sévérité élevée étant, comme on l'a dit, obtenue par des conditions thermiques sévères et/ou généralement par adjonction de certains additifs catalytiques au catalyseur de base, par exemple de zéolithe ZSM-5.
En dehors du craquage catalytique de charges lourdes, d'autres brevets font partie de l'arrière- plan technologique de l'invention : Le brevet US 6,049,017 décrit un procédé de production de propylène et d'éthylène à partir d'une coupe hydrocarbure contenant des oléfines en C4 et de nombre de carbone supérieur par utilisation d'un catalyseur à faible diamètre de pores (typiquement de l'ordre de 5 Angstrom). Les exemples donnés dans ce brevet montrent qu'avec un catalyseur contenant 40 % poids de zéolithe SAPO-34, la conversion des butènes en éthylène et propylène ne dépasse pas 55 % initialement et décroît dans le temps pour atteindre dans le meilleur cas 45 % au bout de 4,5 heures. Le brevet EP-A-1 061 116 décrit un procédé de conversion de coupes oléfiniques en C4+ en composés contenant principalement du propylène en ajoutant à la charge une certaine quantité d'éthylène et d'hydrogène sur un catalyseur de type silicalite. Le brevet WO-0104237 décrit un procédé de conversion de coupes hydrocarbonées allant de C4 à C7, ces coupes pouvant être oléfiniques et paraffiniques, au moyen d'un catalyseur comprenant une zéolite de type ZSM-5 ou ZSM-11 , et du phosphore. Les conditions opératoires du craquage catalytique font appel à des températures de réaction supérieures à celles d'un craquage catalytique conventionnel puisqu'il est mentionné dans le brevet cité de 510 °C à 704 °C. Les rendements annoncés en propylène + éthylène se situent dans une fourchette de 20 à 30 % par rapport à la charge.
L' un des intérêts de la présente invention est de ne pas bouleverser la marche du craquage catalytique en conservant sensiblement dans la plupart des cas le rendement en essence, qui reste de l'ordre de 35 % à 55 %, souvent de 40 % à 50 % poids, tout en augmentant notablement le rendement en propylène, qui peut être compris entre 4 % et 20 % poids, souvent entre 5 % et 15 %, et de préférence entre 7 % et 12 % poids rapporté à la charge totale entrante (craquée).
L'invention présente à cet effet un procédé de conversion d' une charge hydrocarbonée, cette charge comprenant au moins une charge principale relativement lourde, c'est-à-dire constituée d'hydrocarbures de température d'ébuUition supérieure à environ 350 °C, et au moins une charge secondaire relativement légère dont les hydrocarbures ont une température d'ébuUition inférieure à environ 320°C, dans lequel, - on craque la charge principale, représentant au moins 50 % poids de la charge hydrocarbonée, dans au moins un réacteur en lit fluidisé en présence d'un catalyseur de craquage,
- on craque la charge secondaire en lit fluidisé avec le même catalyseur de craquage, séparément ou en mélange avec la charge principale, cette charge secondaire comprenant des oléfines à au moins 8 atomes de carbone ayant été produites par oligomérisation d'oléfines légères à 4 et / ou 5 atomes de carbone,
- on fractionne les effluents du craquage de la charge principale et de la charge secondaire dans une zone de fractionnement commune, et l'on régénère le catalyseur utilisé pour le craquage de la charge principale et celui utilisé pour le craquage de la charge secondaire dans une zone de régénération commune.
La charge secondaire relativement légère, outre des oligomères d'oléfines en C4 et ou C5, peut également comprendre d'autres fractions légères de température d'ébuUition inférieure à
320CC, comme de l'essence recyclée (essence de FCC), et/ou d'autres essences oléfiniques
(c'est-à-dire comprenant des oléfines), par exemple de l'essence de viscoréduction ou de cokéfaction ou de l'essence de synthèse produite par le procédé Fischer-Tropsch. Elle peut également comprendre des oligomères formés à partir d'autres composés que des oléfines en C4 et/ou C5, par exemple formés à partir d'autres oléfines du groupe des oléfines en C2, et C6 à C10 voire plus, ou des oligomères formés par co-oligomérisation d'oléfines en
La charge secondaire peut également comprendre des composés légers (tels que des paraffines et/ou des oléfines légères en C2 à C10) et/ou des aromatiques (par exemple en C6 à C10), qui peuvent éventuellement être présents dans un effluent d'oligomérisation d'oléfines légères. Elle peut également comprendre d'autres composés ou fractions , par exemple du gasoil léger de recyclage.
La charge hydrocarbonée (charge globale alimentée au craquage catalytique) peut éventuellement, outre la charge principale et la charge secondaire, comprendre d'autres composés comme des oligomères plus lourds bouillant au dessus de 320 °C, ou des fractions de gasoil (de distillation directe ou de recyclage du craquage catalytique ou d'autres unités de conversion, par exemple des fractions bouillant entre 320 et 350°C.
Les oléfines en C4/C5, et plus généralement en C2 à C10, qui sont la source des oligomères peuvent avoir plusieurs origines: Le craquage catalytique en lit fluidisé (FCC), outre l'essence et des produits plus lourds, produit également une coupe d'hydrocarbures en C4 qui contient principalement de l'isobutane, de l'isobutène, des n-butènes et des butanes accompagnés de faibles quantités de butadiène-1.3 et d'hydrocarbures acétylèniques et, dans la fraction essence, une coupe d'hydrocarbures en C5 qui contient principalement des pentanes, des méthylbutènes et des n-pentènes, accompagnés de faibles quantités de dioléfines en C5 et d'hydrocarbures acétylèniques.
Par ailleurs, le vapocraquage de charges constituées par des coupes légères, principalement paraffiniques, par exemple du naphta, fournit de l'éthylène et du propylène nécessaires à la pétrochimie. Il fournit également un certain nombre d'autres produits plus lourds, et en particulier une coupe d'hydrocarbures en C4 / C5 (à 4 et/ou 5 atomes de carbone) qui contient principalement, pour la coupe C4, du butadiène-1 ,3, de l'isobutène, des n-butènes et des butanes, et pour la coupe C5, des méthylbutènes, du n-pentène, du pentane et des dioléfines en C5. Une coupe souvent disponible en quantité notable est par ailleurs le raffinât 1 , c'est-à- dire la coupe C4, après extraction du butadiène.
Les coupes légères en C4 et C5 de vapocraquage et de FCC, disponibles en quantités abondantes, contiennent donc des quantités notables d'oléfines légères, souvent plus de 30 %, et parfois jusqu'à près de 80 % poids voire plus après hydrogénation sélective de certaines coupes riches en butadiène.
Ces coupes ne peuvent cependant guère être recyclées au FCC pour accroître le rendement en propylène car elles sont très peu réactives dans les conditions du FCC, adaptées à la
I charge distillât sous vide.
L'invention propose un procédé permettant de valoriser ces coupes légères après leur transformation au moins partielle en oléfines plus longues, cette transformation pouvant être réalisée par le procédé selon l'invention lui-même, ou indépendamment de ce procédé. Ces oléfines plus longues (oligomères), beaucoup plus réactives, sont de bons précurseurs de propylène, utilisés dans le procédé selon l'invention en appoint de la charge principale pour accroître le rendement en propylène, et ceci sans dégrader la production d'essence, ou dans une moindre mesure, pour une production de propylène donnée, si l'on utilise tout de même des conditions de craquage sévérisées et/ou un additif spécifique ou un catalyseur de craquage poussé, comme il a déjà été indiqué.
Selon l'invention, la charge hydrocarbonée, ou charge globale craquée : charge principale + charge secondaire + éventuellement une autre charge complémentaire, contient plus de 50 % poids d'hydrocarbures bouillant au dessus de 350°C, généralement du distillât sous vide, ou éventuellement du résidu atmosphérique. Souvent, la charge hydrocarbonée contient plus de 60 % poids d'hydrocarbures bouillant au dessus de 350°C, et le plus souvent plus de 70 %, par exemple entre 70 % et 95 % poids.
La charge secondaire contient typiquement au moins 1 % poids, généralement au moins 2 % poids, notamment de 2 à 40 % poids, par rapport à la charge hydrocarbonée (charge globale alimentée au craquage catalytique), d'oléfines à au moins 8 atomes de carbone ayant été produites par oligomérisation d'oléfines légères à 4 et / ou 5 atomes de carbone, souvent de 3 à 35 %, et le plus souvent de 4 à 30 % poids, en particulier de 6 à 25 % poids. La charge peut aussi comprendre d'autres oligomères formées essentiellement à partir du groupe constitué par les oléfines en C2 à C10. La charge secondaire contient alors typiquement de 2 à 45 % poids, souvent de 3 à 38 %, et le plus souvent de 4 à 33 % poids, en particulier de 6 à 28 % poids par rapport à la charge hydrocarbonée (charge globale alimentée au craquage catalytique), d'oléfines à au moins 6 atomes de carbone ayant été produites par oligomérisation d'oléfines légères du groupe constitué par les oléfines en C2 à C10. Les oligomères en C6, formés notamment par addition d'un butène avec de l'éthylène, ou les oligomères plus lourds formés au moins en partie à partir d'oléfines en C6 et plus (C6+) sont en effet également de bons précurseurs de propylène, qu'il est avantageux d'alimenter aussi au craquage catalytique.
Selon l'invention, le catalyseur de craquage est le même pour la charge principale et la charge secondaire, soit que ces deux charges soient craquées en mélange, après introduction dans le réacteur au même point ou à des points séparés, soit qu'elles soient craquées séparément.
Dans le premier cas, les deux charges: charge principale relativement lourde et charge secondaire relativement légère, peuvent être craquées en mélange dans une même unité de craquage FCC, typiquement dans un même élévateur tubulaire sensiblement vertical. Elles peuvent être introduites en mélange, généralement à un niveau unique du riser, ou bien séparément, par exemple à deux niveaux différents. En particulier, on peut alimenter la charge secondaire contenant les oléfines principalement en C8, produites par oligomérisation en partie basse d'un riser, et introduire la charge principale relativement lourde à un niveau supérieur. Ceci permet de craquer la charge secondaire avec une sévérité plus grande que la charge principale, notamment par une température de début de craquage (immédiatement après mélange avec le catalyseur) supérieure, par exemple supérieure d'environ 10°C à 200°C à celle du début de craquage de la charge principale.
Dans le deuxième cas: charges principale et secondaire craquées séparément, la charge principale relativement lourde est craquée dans un premier élévateur tubulaire sensiblement vertical et la charge secondaire relativement légère est craquée séparément dans un second élévateur tubulaire sensiblement vertical.
Le catalyseur, régénéré dans une zone de régénération commune, est après régénération, divisé en deux parties alimentant en parallèle les deux élévateurs tubulaires séparés. Le catalyseur est donc le même, c'est-à-dire de même nature, même si chaque réacteur est alimenté par un flux de catalyseur qui lui est propre. Les flux de catalyseur usé issus des deux réacteurs sont par ailleurs séparés des effluents de craquage et régénérés en mélange, ce qui implique que les deux flux de catalyseur ne sont différentiés que de façon transitoire.
Dans ce deuxième cas, la température de craquage (température de sortie de la zone de craquage) de la charge secondaire relativement légère peut être de préférence supérieure d'environ 10 à 120 °C, de façon préférée d'environ 20 à 80 °C et de façon très préférée d'environ 20 à 50 °C à la température de craquage de la charge principale relativement lourde. On peut cependant utiliser également une température voisine pour les deux charges. Si la charge hydrocarbonée globale comprend une fraction complémentaire bouillant dans l'intervalle 320-350°C, cette fraction complémentaire peut être craquée avec la charge principale ou avec la charge secondaire, ou répartie en mélange avec ces deux charges. Le point de coupe entre deux alimentations séparées de charge peut également être différent de la zone 320-350°C: On peut par exemple craquer plus sévèrement une coupe bouillant en dessous de 220 °C, ou de point 90 % distillé d'environ 220°C, et craquer moins sévèrement les fractions plus lourdes, par exemple un distillât sous vide, éventuellement additionné de gasoil léger ou lourd de recyclage.
Selon l'une des variantes préférées du procédé selon l'invention, le procédé intègre la fabrication des oligomères : on convertit alors une charge comprenant des oléfines à 4 et / ou 5 atomes de carbone par oligomérisation en au moins une étape, dans au moins un réacteur d'oligomérisation, et I' on utilise comme charge secondaire de craquage catalytique une charge comprenant une partie au moins, généralement majoritaire, des oléfines à au moins 8 atomes de carbone comprises dans les effluents d'oligomérisation.
On a par ailleurs trouvé qu'une oligomérisation préalable d'une charge comprenant à la fois des oléfines en C4 et au moins une quantité notable d'autres oléfines du groupe constitué par les oléfines en C2, C5 et C6 , notamment en C5 et/ou C6 conduisait à des rendements accrus et à une meilleure sélectivité en propylène. La charge d'oligomérisation peut notamment comprendre de 0,5 à 15 % poids d'éthylène, et en particulier de 0,5 à 15 % poids d'éthylène par rapport à la somme des oléfines en C4, C5, et C6. Ceci permet de valoriser les petites quantités d'éthylène disponibles sur une unité FCC. Notamment, une oligomérisation (avec probablement co-oligomérisation partielle) d'un mélange contenant des oléfines en C4 et en C5, ou bien en C4 et en C5 et en C6, ou bien en C4 et en C2 et en C5, ou bien en C4 et en C2 et en C5 et en C6 conduit à des rendements en propylène (après craquage) améliorés, à une conversion supérieure, et à des conditions opératoires plus faciles à mettre en oeuvre, que si l'on n'oligomérisait que la coupe C4, les oléfines en C5 notamment étant craquées sans oligomérisation préalable. L'avantage de cette co-oligomérisation est notable lorsque la quantité de coupe C5 oligomérisée est suffisante. Parmi les charges préférées du procédé selon l'invention, qui sont alimentées à l'oligomérisation, on trouve des charges comprenant au moins 50 % poids et souvent au moins 70 % poids voire plus de fractions en C4 + C5 + C6, et qui comprennent des oléfines d'au moins deux des fractions C4, C5, et C6, et notamment une charge: - comprenant une coupe C4 oléfinique (c'est à dire comprenant des oléfines, avec éventuellement d'autres composés, par exemple des paraffines), la charge comprenant par exemple au moins 10 % poids d'oléfines en C4, et comprenant également des oléfines en C5 et/ou en C6, par exemple au moins 10 % poids, avec un rapport massique: R1 = Oléfines en C5 + Oléfines en C6 / Oléfines en C4 qui est supérieur à 0,15 et par exemple 0,2 < R1 < 5 notamment 0,3 < R1 < 3 en particulier 0,5 < R1 < 2 et plus particulièrement 0,7 < RK 1.5 .
- ou comprenant une coupe C4 oléfinique, la charge comprenant par exemple au moins 10 % poids d'oléfines en C4, et comprenant également des oléfines en C5, par exemple au moins 10 % poids, avec un rapport massique:
R2 = Oléfines en C5 / Oléfines en C4 supérieur à 0,15 et par exemple 0,2 < R2 < 5 notamment 0,3. < R2 < 3 en particulier 0,5 < R2 < 2 et plus particulièrement 0,7 < R2 < 1 ,5. Ces charges contenant des oléfines en C4 et C5 peuvent comprendre également des oléfines en C6; elles peuvent également être sensiblement exemptes d'oléfines en C6, avec par exemple avec un rapport massique:
R3 = Oléfines en C4 + Oléfines en C5 / Oléfines en C6 supérieur à 10, les oléfines en C6 étant éventuellement envoyées par exemple à l'étape de craquage, en mélange avec les oligomères, sans être soumises à une oligomérisation préalable. Ces charges donnent de très bons rendements en propylène, après oligomérisation et craquage selon le procédé de l'invention. On pense que les oligomères d'oléfines en C4 et C5, en particulier les fractions de co-dimères en C9, provenant de la dimérisation d'un butène et d'un pentène donnent de meilleurs rendements en propylène et un ratio propylène/éthylène plus élevé que par craquage direct d'oléfines en C4 ou en C5, en particulier du fait qu'une fraction notable du dimère en C9 peut craquer en donnant 3 molécules de propylène.
Les fractions issues du craquage catalytique (FCC) contiennent typiquement des coupes C4 et C5 oléfiniques recyclables. Il est cependant possible selon l'invention d'alimenter à l'oligomérisation des fractions oléfiniques externes, de charge fraîche, c'est à dire ne provenant pas des effluents de l'étape de craquage en lit fluidisé (FCC) selon l'invention, par exemple des charges provenant d'un autre FCC et/ou d'un ou plusieurs vapocraqueurs (craquant par exemple du naphta).
Le réacteur d'oligomérisation et le réacteur de craquage catalytique en lit fluidisé sont dans le procédé selon l'invention distincts, et opèrent avec des conditions opératoires différentes, ce qui permet de pouvoir choisir les conditions optimales pour chaque type de réactions chimiques.
De préférence, on fractionne les effluents de craquage catalytique pour produire notamment une coupe, généralement légère, contenant des oléfines à 4 et/ou 5 atomes de carbone, et l'on recycle à l'oligomérisation une partie au moins de cette coupe.
Selon une autre variante préférée du procédé selon l'invention, la charge d'oligomères n'est pas fabriquée par le procédé (en tant notamment que produit intermédiaire), mais est approvisionnée à l'extérieur. La charge envoyée à l'oligomérisation peut être soumise, si nécessaire, à une hydrogénation sélective pour sensiblement éliminer les composés dioléfiniques et/ou acétylèniques éventuellement présents. Les coupes C4 / C5 brutes issues d'un vapocraqueur contiennent une quantité de dioléfines telle qu'une hydrogénation sélective est très fortement recommandée. Même dans le cas d'une coupe C4 / C5 brute issue du FCC lui-même, il est généralement préférable de réaliser cette hydrogénation sélective pour augmenter notamment la durée de cycle de l'oligomérisation.
L'hydrogénation sélective permet aussi d'augmenter la quantité d'oléfines, par transformation des dioléfines et acétylèniques en mono-oléfines.
Lorsque l'on alimente également au FCC une coupe essence, on peut soumettre aussi cette coupe à une hydrogénation sélective, commune ou séparée de celle de la coupe C4 et/ou C5.
Lorsque cette hydrogénation sélective est commune, on peut éventuellement séparer l'essence de la coupe C4 et/ou C5 en amont de l'oligomérisation.
On peut envoyer au FCC la totalité des oligomères produits à l'oligomérisation (fraction C8+ des effluents d'oligomérisation).
Il est également possible de ne pas envoyer au FCC la totalité des oligomères produits, et de réserver une partie de ceux-ci, par exemple de 10 à 50 % poids pour d'autres applications pétrochimiques (par exemple on peut séparer et évacuer une fraction comprenant principalement des oléfines ayant de 10 à 14 atomes de carbone, utilisable comme une base pour une charge d'alkylation par le benzène pour la préparation d'alkylbenzènes, ou comme bases pour d'autres applications chimiques ou pétrochimiques). On peut également séparer, à partir des effluents d'oligomérisation ou d'au moins une étape d'oligomérisation s'il y a plusieurs étapes, et évacuer directement (c'est-à-dire sans la soumettre au craquage) une ou plusieurs fractions bouillant dans l'intervalle de distillation de l'essence, du kérosène du gazole, ou du fuel domestique, utilisables comme bases pour la fabrication de ces produits, ou un mélange de ces fractions. On peut notamment séparer une fraction comprenant du di- isobutène et/ou du tri-isobutène, par exemple une fraction en C8 ou en C8+, cette fraction étant séparée et évacuée, donc non alimentée au FCC, afin d'éviter son recraquage notable en isobutène. La fraction d'oligomères séparée afin d'être évacuée peut être obtenue par fractionnement des effluents d'au moins une étape d'oligomérisation, notamment par une ou plusieurs distillations. On peut également simplement prélever et évacuer une partie des effluents d'oligomérisation, sans distillation. Le prélèvement d'une fraction d'effluents d'oligomérisation comprenant des oligomères, ou d'une fraction des oligomères, en vue de son évacuation directe, est selon l'invention assimilable à une opération de séparation ou de fractionnement de l'effluent d'oligomérisation ou des oligomères. Le rendement en propylène, rapporté à la quantité d'hydrocarbures bouillant au dessus de 350 °C, est généralement d'au moins 4 % poids, par exemple compris entre 4 % et 20 % poids, souvent entre 5 % et 15 %, et par exemple entre 7 % et 12 % poids. Le rendement en essence, rapporté à la quantité d'hydrocarbures bouillant au dessus de 350 °C, est généralement compris entre 35 % et 55 % poids, et par exemple entre 40 et 50 % poids.
Dans une version typique, le procédé selon l'invention propose un enchaînement d'étapes réactionnelles : hydrogénation sélective, oligomérisation, et craquage catalytique (FCC avec une charge mélangée ou deux charges séparées), chaque étape pouvant être optimisée du point de vue des conditions opératoires et du catalyseur utilisé. Les différentes unités d'hydrogénation sélective, d'oligomérisation et de craquage catalytique intervenant dans la présente invention sont alors présentes sur un même site de raffinage. En alternative, l'hydrogénation sélective, ou bien l'hydrogénation sélective et l'oligomérisation, peuvent être réalisées à l'extérieur, par exemple sur un site de vapocraquage.
Les conditions de fonctionnement du craquage catalytique ne sont pas, le plus souvent, profondément modifiées par rapport à celles d'un craquage catalytique conventionnel, et le craqueur catalytique peut continuer à fonctionner simultanément avec sa charge principale traditionnelle du type distillât sous vide ou résidu atmosphérique, ainsi qu'avec une charge complémentaire d'oligomères précurseurs de propylène.
Le craqueur catalytique peut aussi continuer à produire des quantités importantes d'essence, l'augmentation de la production de propylène résultant principalement du craquage des oligomères, et non du craquage secondaire de l'essence.
Il est toutefois possible d' utiliser des conditions de craquage sévérisées (thermiquement ou par ajout d'additifs au catalyseur du type par exemple ZSM-5) pour favoriser au maximum la production de propylène.
II est également possible d'alimenter en appoint au craqueur catalytique des fractions d'essence contenant une fraction notable d'oléfines, en particulier de l'essence d' indice d'octane relativement bas, comme par exemple de l'essence d'une unité de viscoréduction ou de cokéfaction, ou de l'essence de FCC recyclée. Il se peut en effet que l'on souhaite privilégier un haut rendement en propylène par rapport au rendement en essence. Dans certaines situations conjoncturelles, la demande en essence peut aussi être réduite. Dans tous les cas, cependant, la présence de la charge d'oligomères permet un gain en propylène, ou bien permet, à production de propylène constante, de moins dégrader le rendement en essence que dans l'art antérieur, ou de conserver ce rendement. On décrit ci-après plus en détail les conditions particulières des différentes étapes du procédé selon l'invention, dans sa variante la plus intégrée (hydrogénation sélective + oligomérisation + FCC sur un même site), réalisées en utilisant une charge principale de distillât sous vide et une coupe légère d'hydrocarbures en C4 et C5 contenant des butènes, des pentènes, des butanes, des pentanes ainsi que du butadiène et du pentadiène en quantité variable.
1 ) Hydrogénation sélective (étape ) :
La coupe légère provient typiquement d'un vapocraqueur et/ou des effluents du FCC ( de la séparation des effluents de l'étape de craquage catalytique de la charge lourde et de la charge légère). Les teneurs en diènes (dioléfines) et en acétylèniques sont importantes quand cette coupe vient d'un vapocraqueur ; c'est pourquoi une étape a) d'hydrogénation sélective des diènes et des acétylèniques en mono-oléfines est quasiment indispensable dans ce cas. Elle est également préférable dans la plupart des cas, car elle réduit le cokage du catalyseur d'oligomérisation à l'étape b), et accroît la durée de cycle du réacteur d'oligomérisation. On ne sortirait toutefois pas du cadre de l'invention si une telle étape d'hydrogénation sélective n' était pas comprise dans le procédé selon l'invention.
L'objet principal de cette première étape est de transformer les dioléfines (ou diènes) en mono- oléfines. En effet, les mono-oléfines sont la source des oligomères produits dans l'étape 2. Il est donc souhaitable de transformer les dioléfines en mono-oléfines. Le deuxième objet de cette étape est d'éliminer les traces d'hydrocarbures acétylèniques présentes dans ces coupes et qui sont des composés indésirables pour l'oligomérisation, ces composés étant également transformés en mono-oléfines. La teneur résiduelle en acétylèniques peut même être inférieure à 10 ppm, ou 5 ppm, ou même à 1 ppm poids.
Lorsque la proportion de dioléfines dans la coupe est importante, on peut avantageusement effectuer la transformation dans deux, ou trois réacteurs en série afin de mieux contrôler la sélectivité de l'hydrogénation. Souvent on dilue la charge à traiter par recyclage d'un certain débit de l'effluent de cette hydrogénation sélective.
La teneur résiduelle en dioléfines + acétylèniques de l'effluent de l'hydrogénation sélective est typiquement inférieure à environ 1000 ppm poids, de préférence inférieure à environ 100 ppm poids et de façon très préférée inférieure à 20 ppm poids.
La quantité d'hydrogène nécessaire à l'ensemble des réactions réalisées dans cette étape est généralement ajustée en fonction de la composition de la coupe pour avoir avantageusement seulement un léger excès d'hydrogène par rapport à la stœchiométrie. Généralement, cette étape d'hydrogénation sélective est réalisée en utilisant un catalyseur comprenant au moins un métal choisi dans le groupe formé par le nickel, le palladium, et le platine, déposé sur un support comprenant de l'alumine, de la silice ou de la silice-alumine. On met en œuvre de préférence un catalyseur qui comprend au moins du palladium ou un composé de palladium fixé sur un support minéral réfractaire, par exemple sur une alumine ou une silice-alumine. La teneur en palladium sur le support peut être typiquement de 0,01 % à 5 % en poids, de préférence de 0,05 % à 1 % en poids. Divers modes de prétraitement connus de l'homme du métier peuvent éventuellement être appliqués à ces catalyseurs pour améliorer leur sélectivité d'hydrogénation vers les mono-oléfines.
La température opératoire de l'hydrogénation sélective est généralement comprise entre 0 et 200 °C, la pression typiquement comprise entre 0,1 et 5 MPa, souvent entre 0,5 et 5 MPa, la vitesse spatiale typiquement comprise entre 0,5 et 20 m3 par heure et par m3 de catalyseur, souvent entre 0,5 et 5 m3 par heure et par m3 de catalyseur, et le rapport molaire H2/(composés acétylèniques + dioléfiniques) généralement compris entre 0,5 et 5 et de préférence entre 1 et 3.
Lorsque l'on alimente également au craquage catalytique une coupe essence, on peut également soumettre préalablement cette coupe à une hydrogénation sélective, commune ou séparée de celle de la coupe C4 et/ou C5. Lorsque cette hydrogénation sélective est commune, on peut éventuellement séparer l'essence de la coupe C4 et/ou C5 en amont de l'oligomérisation.
On utilise généralement, pour réaliser l'hydrogénation sélective un réacteur en lit fixe, traversé à co-courant descendant par la charge à traiter et de l'hydrogène (ou un gaz contenant une fraction molaire notable d'hydrogène, par exemple d'au moins 50 %), ou à courant descendant pour la charge à traiter et à courant ascendant pour l'hydrogène.
Le procédé de l'invention peut également comprendre une ou plusieurs étapes éventuelles de purification de la charge (différente(s) ou commune(s) avec l'hydrogénation sélective) en amont de l'oligomérisation, qui peuvent être utiles ou nécessaires à l'une au moins des étapes suivantes: oligomérisation et craquage. L'utilité de ces étapes optionnelles de purification dépend directement du ou des catalyseurs employés ainsi que des conditions opératoires et apparaîtra clairement à l'homme du métier pour chaque cas particulier considéré. Ainsi on ne sortirait pas du cadre de l'invention si l'on réalisait en amont de l'oligomérisation une ou plusieurs étapes de désulfuration, et/ou de séchage, et/ou de déazotation, et/ou de déoxygénation, pour éliminer l'une ou plusieurs des impuretés suivantes: soufre, eau, azote, oxygène, en dessous de 100 ppm, ou 10 ppm, ou même 1 ppm poids, selon des techniques conventionnelles. 2) Oligomérisation (étape b). ou b1). ou b3Y) :
L'objet de cette (ou ces) étape(s) est d'oligomériser les oléfines linéaires, et éventuellement branchées en C4 et Cs, ainsi que d'autres oléfines éventuellement présentes, par exemple et de façon non limitative des oléfines en C2 (éthylène) et/ou en C6 (hexènes) ou même plus lourdes, issues de l'étape précédente, pour obtenir un mélange d'hydrocarbures contenant des mono-oléfines avec un nombre d'atomes de carbone majoritairement supérieur ou égal à huit. Typiquement, à partir d'une charge en C4, on obtient des oligomères dont le nombre d'atomes de carbone est en grande partie au moins inférieur ou égal à 30, et pour la plus grande partie compris entre 8 et 20.
Selon l'invention, et dans la présente description ainsi que dans les revendications, on utilise le terme oligomères (et les termes oligomériser et oligomérisation) de façon plus large, en l'appliquant à des oléfines supérieures formées par addition de n oléfines identiques et/ou différentes (le terme s'appliquant donc aussi à une coupe comprenant des co-oligomères).
L'oligomérisation se distingue de la polymérisation par une addition de molécules en nombre limité, le chiffre n cité précédemment étant, selon l'invention, pour la plus grande partie pondérale au moins des oligomères, compris entre 2 et 10, bornes comprises, et généralement entre 2 et 5, notamment entre 2 et 4. Les oligomères peuvent cependant comprendre des traces d'oléfines ayant été oligomérisées avec n > 10. Le plus souvent ces traces représentent moins de 5 % poids par rapport aux oligomères formés.
L'oligomérisation peut être réalisée en une ou plusieurs étapes, avec un ou plusieurs réacteurs et un ou plusieurs catalyseurs. La description qui suit du catalyseur et des conditions opératoires peut s'appliquer à l'une quelconque des étapes et/ou à l'un quelconque des réacteurs.
L'étape d'oligomérisation peut utiliser un catalyseur comprenant un acide de Lewis, par exemple du chlorure d'aluminium, un chloroalkylaluminium, du tétrachlorure d'étain, du trifluorure de bore, cet acide de Lewis étant associé souvent à des traces d'acide chlorhydrique, d'eau, de chlorure de butyle tertiaire, ou d'acides organiques. Les sélectivités en dimère et en trimère dépendent du catalyseur et des conditions opératoires. Dans la présente invention, le procédé d'oligomérisation est tel qu'on cherche une transformation notable et éventuellement poussée de l'ensemble des oléfines de départ.
Le catalyseur utilisé pour l'étape d'oligomérisation peut comprendre également de l'acide sulfurique supporté ou de l'acide phosphorique supporté, par exemple sur silice, alumine, ou silice-alumine. Le catalyseur utilisé pour l'étape d'oligomérisation peut comprendre également une résine sulfonique (par exemple non limitatif, une résine AMBERLIST commercialisée par la société ROHM & HAAS).
Le catalyseur utilisé pour l'étape d'oligomérisation peut comprendre également une silice- alumine, ou de préférence un solide acide présentant une sélectivité de forme. Par exemple ce catalyseur peut comprendre au moins une zéolithe présentant une sélectivité de forme, cette zéolithe comprenant du silicium et au moins un élément choisi dans le groupe constitué par l'aluminium, le fer, le gallium, le phosphore, le bore, et de préférence l'aluminium. Cette zéolithe présentant une sélectivité de forme peut être par exemple de l'un des types structuraux suivants : MEL (par exemple la ZSM-11), MFl (par exemple la ZSM-5), NES, EUO, FER, CHA (par exemple la SAPO-34), MFS, MWW, ou peut également être l'une des zéolithes suivantes: NU-85, NU-86, NU-88 et IM-5, qui présentent également une sélectivité de forme.
L'avantage de ces zéolithes présentant une sélectivité de forme est qu'il limite la formation d'oligomères fortement branchés par exemple d'isomères tri-branchés dont le craquage conduit à une sélectivité moindre propylène / isobutène, c'est à dire à un rapport massique propylène / isobutène moins élevé.
On peut également utiliser plusieurs zéolithes, par exemple une zéolithe de type MFl (par exemple la ZSM-5) associée à une autre zéolithe présentant une sélectivité de forme, précédemment citée ou de l'un des types précédemment cités.
La zéolithe utilisée peut aussi être mélangée avec une zéolithe ne présentant pas de sélectivité de forme, telle que par exemple une zéolithe Y de type structural FAU. La ou les zéolithes peuvent être dispersées dans une matrice à base de silice, d'alumine ou de silice alumine, la proportion de zéolithe (et généralement de zéolithe présentant une sélectivité de forme) étant souvent comprise entre 3 et 80 % poids, notamment entre 6 et 50 % poids et préférentiellement entre 10 et 45 % poids.
La zéolithe présentant une sélectivité de forme utilisée (ou les zéolithes présentant une sélectivité de forme utilisées) présente(nt) généralement un rapport Si/Ai supérieur à 12, préférentiellement supérieur à 20, de manière encore préférée supérieur à 40, et de manière encore davantage préférée supérieur à 80.
Le rapport Si/Ai précité peut par exemple être compris entre 40 et 1000. Ceci permet de réduire l'acidité du catalyseur et les réactions de transfert d'hydrogène qui conduisent à la formation de paraffines non ou peu réactives au niveau de l'étape ultérieure de craquage. De tels rapports Si/Ai élevés peuvent être obtenus au moment de la fabrication de la zéolithe, ou par désalumination ultérieure. Le catalyseur d'oligomérisation peut enfin être différent des catalyseurs précédemment cités, s'il possède une activité notable en oligomérisation.
Le catalyseur d'oligomérisation peut être mis en œuvre à l'état solide, en poudre pour une utilisation en lit fluidisé, avec circulation continue du catalyseur du réacteur vers une zone de régénération.
Il peut également être mis en œuvre sous forme de billes ou d'extrudés, de diamètre généralement compris entre 0,4 et 6 mm, et de préférence entre 0,6 et 4 mm, pour une utilisation en lit fixe. Le catalyseur peut alors être régénéré à intervalles de temps éloignés. Selon une autre variante de réalisation, on utilise au moins 2 réacteurs en lit fixe avec un fonctionnement cyclique, un réacteur étant en fonctionnement (phase d'oligomérisation) et un autre réacteur en phase de régénération, selon la technique des réacteurs en "swing" selon le terme anglo-saxon bien connu de l'homme du métier, qui signifie basculement. Lorsque la régénération du second réacteur est finie, on bascule la charge vers le second réacteur, et l'on régénère le catalyseur du premier réacteur. On peut également utiliser trois réacteurs dont deux réacteurs en fonctionnement et un en régénération, ou trois réacteurs en fonctionnement et un en régénération, ou N réacteurs en fonctionnement et P réacteurs en régénération, variantes considérées également comme équivalant à des réacteurs en swing.
La phase de régénération comprend typiquement une phase de combustion des dépôts carbonés formés sur le catalyseur, par exemple à l'aide d'un mélange air/azote ou d'air appauvri en oxygène (par exemple par recirculation de fumées), ou d'air, et peut éventuellement comprendre d'autres phases de traitement et de régénération du catalyseur.
On peut également utiliser un lit mobile de petites billes de diamètre généralement compris entre 0,4 et 6 mm, et de préférence entre 1 et 3 mm, avec circulation continue ou semi- continue du catalyseur du réacteur vers une zone de régénération.
Le catalyseur d'oligomérisation peut également être mis en œuvre sous forme d'une suspension dans un hydrocarbure saturé tel que l'hexane ou l'isobutane, ou dans un hydrocarbure halogène tel que le chlorure de méthyle. La suspension peut être utilisée en lit bouillonnant, notamment avec des particules de diamètre moyen compris entre 0,25 et 1 mm et de préférence entre 0,3 et 0,8 mm, ou en suspension fine, avec des particules de diamètre moyen compris entre 0,02 et 0,25 mm et de préférence entre 0,03 et 0,20 mm. On peut également utiliser une suspension ou les particules sont à l'état colloïdal.
La mise en œuvre préférée pour le réacteur d'oligomérisation est celle en lit fixe. Les conditions opératoires sont choisies en fonction du catalyseur, de telle façon que la réaction se déroule à une vitesse suffisante. La température (de sortie réacteur) peut être par exemple comprise entre -100°C et 350°C, de préférence entre 70°C et 310 °C, et de façon très préférée entre 70°C et 250°C, par exemple entre 120°C et 250°C, notamment entre 150 et 220°C. Souvent la température de l'étape b) d'oligomérisation est inférieure d'au moins 40°C, de préférence d'au moins 80°C, et de façon très préférée d'au moins 120°C à celle de l'étape d) de craquage catalytique.
La pression est typiquement comprise entre 0,1 et 10 MPa, et de préférence entre 0,1 et 5 MPa, et de façon très préférée entre 0,8 et 4 MPa, et notamment entre 1 ,5 et 3,5 MPa. Souvent la pression (en sortie du réacteur) de l'étape b) d'oligomérisation est supérieure d'au moins 0,5 MPa, de préférence d'au moins 1 MPa, et de façon très préférée d'au moins 1 ,5 MPa à celle de l'étape d) de craquage catalytique.
La VVH est généralement comprise entre 0,1 et 5 m3 par heure et par m3 de catalyseur, et de préférence entre 0,5 et 4 m3 par heure et par m3 de catalyseur.
Les conditions opératoires sont souvent également optimisées en fonction des caractéristiques de la charge. On peut également utiliser pour l'étape d'hydrogénation sélective et pour l'étape d'oligomérisation des conditions voisines, et notamment des pressions voisines, telles que des pressions ne différant entre elles que de 0,5 MPa au plus, ou même 0,3 MPa au plus. Ceci permet d'enchaîner les deux réactions successivement, éventuellement sans fractionnement ni pressurisation ni dépressurisation intermédiaire, ou même éventuellement sans refroidissement ou même sans réchauffage intermédiaire. Il est également possible de réaliser les réactions d'hydrogénation sélective et d'oligomérisation dans deux lits successifs d'un même réacteur.
La conversion des oléfines en C4 et C5 au cours de l'oligomérisation atteint généralement 90 % ou plus, et peut même être sensiblement totale.
Il peut être intéressant dans cette étape, dans des conditions particulières discutées ci-après, d'ajouter à la charge une petite quantité d'éthylène qui favorise la formation d'oligomères à six ou sept atomes de carbone (par addition avec des oléfines en C4/C5 de la charge) et leur craquage ultérieur en propylène. Ceci permet de valoriser les quantités relativement limitées d'éthylène produites au FCC. Une autre situation ou cette disposition est intéressante est celle d'un appoint d'éthylène venant d'un vapocraqueur, dans une période conjoncturelle ou la demande en éthylène est faible alors que la demande en propylène reste élevée. On peut alors ajuster la quantité d'éthylène à l'excédent disponible. (A titre de comparaison, cet ajustement n'est pas possible dans le procédé de métathèse, ou l'on utilise autant de moles d'éthylène que de butène). La quantité d'éthylène utilisable est par exemple comprise entre 0,5 et 15 % poids de la charge d'oligomérisation.
L'utilisation d'une oligomérisation à relativement haute pression et basse température par rapport à celle du craquage catalytique permet d'optimiser séparément les deux types de réactions chimiques et d'utiliser des catalyseurs spécifiques.
Généralement, le réacteur d'oligomérisation est un lit fixe, utilise un catalyseur comprenant une silice-alumine ou de préférence au moins une zéolithe, et de façon très préférée une zéolithe présentant une sélectivité de forme (par exemple une zéolithe de type MFl), travaille à une température comprise entre 70°C et + 310°C, une pression comprise typiquement entre 0,1 et 5 MPa, et une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 5 m3 par heure et par m3 de catalyseur.
Selon une variante du procédé selon l'invention, utilisable notamment lorsque la charge contient des quantités élevées d'isobutène, on peut réaliser l'étape d'oligomérisation en 3 étapes:
- Une première étape b1) d'oligomérisation limitée, permettant de réaliser une oligomérisation préférentielle des oléfines branchées, plus réactives, notamment de l'isobutène, les oléfines linéaires étant notablement moins oligomérisées, - Une étape b2) de fractionnement des effluents de l'étape b1), par exemple par distillation ou tout autre fractionnement connu, permettant d'extraire une coupe comprenant du di-isobutène et/ou du tri-isobutène: coupe C8 riche en di-isobutène, et/ou en tri-isobutène, ou di-isobutène sensiblement pur, ou éventuellement une coupe C8+ (C8 et plus lourds), cette coupe extraite comprenant du di-isobutène et/ou du tri-isobutène n'étant pas alimentée à l'étape d) de craquage.
- Une étape b3) d'oligomérisation finale de l'effluent de l'étape b1), ou au moins de fractions oléfiniques en C4 et/ou C5 de cet effluent, après extraction de la coupe comprenant du di- isobutène et/ou du tri-isobutène précitée.
Ces étapes coopèrent entre elles ainsi qu'avec l'étape de craquage catalytique: Les étapes b1) et b2) permettent d'éliminer au moins en partie l'isobutène à travers un produit: le di-isobutène et/ou le tri-isobutène dont les rendements de craquage catalytique en propylène sont relativement faibles, et d'obtenir des oligomères moins branchés à l'étape b3), donnant de meilleurs rendements de craquage. L'élimination au moins partielle de l'isobutène avant l'étape b3) permet également de limiter la formation de -gommes au cours de cette étape b3), pour laquelle on recherche une oligomérisation poussée des oléfines restantes, notamment des oléfines linéaires en C4 et/ou C5.
Le variante de procédé précédemment décrite, (avec oligomérisation limitée b1) puis oligomérisation finale b3) après fractionnement b2) et élimination au moins partielle des oligomères formés dans b1) ), peut aussi être appliquée à une charge comprenant des isoamylènes (oléfines branchées en C5) à la place de l'isobutène, ou à une charge comprenant de l'isobutène et des isoamylènes. Ces oléfines branchées peuvent être oligomérisées beaucoup plus facilement et préférentiellement à leurs homologues linéaires, ce qui permet de les évacuer au moins en partie après l'étape b1). L'étape b1), qui ne vise pas à la formation d'oléfines linéaires bons précurseurs de propylène, peut être mise en œuvre avec un catalyseur parmi ceux cités précédemment, mais également avec un catalyseur zéolithique ayant un pourcentage de zéolithe présentant une sélectivité de forme plus faible que celui de l'étape b3), ou même avec un catalyseur non zéolithique, comprenant essentiellement une silice-alumine amorphe d'acidité moyenne. On pourra aussi utiliser des conditions opératoires différentes (de celles de b3)), très sélectif(ves) car isomérisant très préférentiellement ou exclusivement l'isobutène (et/ou les isoamylènes) par rapport aux n-butènes (butènes linéaires) et/ou aux n-pentènes. Par exemple on pourra utiliser des conditions plus douces en première étape d'oligomérisation par rapport à l'étape finale, notamment en utilisant une température plus basse d'au moins 40 °C en première étape. On peut par exemple réaliser une première oligomérisation b1) avec une température comprise entre 20 et 80 °C, et une seconde oligomérisation b3) avec une température supérieure à 100°C, voire 120 °C ou plus. On peut pour l'étape b3) utiliser le même catalyseur, par exemple à base de silice-alumine, ou alternativement des catalyseurs différents. Le di-isobutène et le tri-isobutène sont en fait, pour chacun de ces composés, un mélange d'isomères, connus de l'homme du métier; il y a notamment deux isomères pour le di- isobutène, dont le 2,4,4-triméthyl-2-pentène, de point d'ébuUition normal 104,9°C qui bout dans le domaine de l'essence et a un bon indice d'octane. Le tri-isobutène comprend des oligomères dont certains ont un point d'ébuUition normal compris entre 196 et 210 °C, qui peuvent être incorporés au moins en partie à une base d'essence ou à un kérosène, ou à un gazole, selon les valorisations recherchés. Il peut également être valorisé pour des usages en chimie,
Une coupe lourde extraite, riche en di-isobutène, peut être valorisée à un niveau élevé comme base d'essence, ou pour d'autres applications, par exemple en chimie etc.. Typiquement, on ajoute une partie au moins de ladite coupe (ou partie) évacuée comprenant du di-isobutène, à une partie au moins de l'essence produite directement par craquage, pour produire une base d'essence. On peut déterminer les conditions de l'étape d'oligomérisation, par exemple en limitant la conversion de l'étape b) ou de l'étape b1), pour que ladite coupe (ou partie) évacuée comprenant du di-isobutène permette, après addition au moins partielle à au moins une partie de l'essence produite directement par craquage, d'augmenter l'indice d'octane moteur et/ou recherche de cette essence de craquage. La limitation de la conversion précitée de l'étape d'oligomérisation (par exemple b1)) permet d'obtenir une quantité élevée de di- isobutène, très réactif par rapport aux pentènes linéaires.
L'étape b1 ) peut être mise en œuvre sur une coupe C4 seule, une coupe C5, ou C2 et C5 notamment pouvant éventuellement être ajoutée aux butènes non convertis dans b1) pour l'oligomérisation finale à l'étape b3). On peut également réaliser l'étape b1) avec une charge comprenant d'autres hydrocarbures qu'une coupe C4, par exemple des coupes oléfiniques en C4 et C5, ou C4 et C5 et C6, ou C4 et C2 ou C4 et C2 et C5 , ou C4 et C2 et C5 et C6. On peut aussi évacuer à I' étape b2) et/ou à l'étape c), outre du di-isobutène et/ou du tri- isobutène, des fractions en C4 et/ou C5. Ces fractions qui comprennent des quantités notables de paraffines ont une réactivité moindre pour une oligomérisation complémentaire ou pourle craquage.
Avec une charge complexe on peut envoyer au craquage des oligomères C6+ (Cn+ désignant des hydrocarbures ayant au moins n atomes de carbone). Si l'on veut réduire la charge d'oligomères envoyés au craquage, on peut n'envoyer vers le craquage que la fraction C8+ ou même C9+ des oligomères. Ces variantes sont également utilisables dans le cas ou l'on fait une oligomérisation en 1 étape, ou en 2 étapes b1) et b3). On peut par exemple réaliser une première oligomérisation b1) d'une coupe C4/C5, évacuer des oligomères C8+ vers une zone de fractionnement pour la préparation de bases d'essence et/ou de kérosène, alimenter la fraction C4/C5 résiduelle vers une seconde oligomérisation b3), puis séparer des seconds oligomères C8+ou C9+ que l'on alimente au craquage.
3) craquage catalytique (FCC )
La dernière étape de la variante complète et intégrée du procédé selon I' invention est le craquage catalytique en lit fluidisé des hydrocarbures issus de l'étape d'oligomérisation (ou du moins d'une partie des oligomères formés), en mélange avec la charge principale (typiquement du distillât sous vide), ou séparément et en parallèle avec cette charge. Le catalyseur de FCC est typiquement mis en œuvre sous forme de poudre fine de diamètre moyen souvent compris entre 40 et 140 micromètres, notamment entre 50 et 120 micromètres..
Les catalyseurs de craquage catalytique préférés sont ceux qui contiennent au moins une zéolithe habituellement dispersée dans une matrice appropriée telle que par exemple l'alumine, la silice, la silice-alumine.
La zéolithe la plus couramment utilisée est la zéolithe Y, mais on peut avantageusement utiliser une autre zéolithe, seule ou en mélange avec la zéolithe Y. Le catalyseur peut notamment comprendre, dans le procédé selon l'invention, au moins une zéolithe présentant une sélectivité de forme, cette zéolithe comprenant du silicium et au moins un élément choisi dans le groupe constitué par l'aluminium, le fer, le gallium, le phosphore, le bore, et de préférence l'aluminium. La zéolithe ayant une sélectivité de forme utilisée peut être de l'un des types structuraux suivants : MEL (par exemple la ZSM-11), MFl (par exemple la ZSM-5), NES, EUO, FER, CHA (par exemple la SAPO-34), MFS, MWW, ou peut également être l'une des zéolithes suivantes: NU-85, NU-86, NU-88 et IM-5, qui présentent également une sélectivité de forme.
L'avantage de ces zéolithes présentant une sélectivité de forme est qu'il conduit à une meilleure sélectivité propylène / isobutène (rapport propylène / isobutène plus élevé dans les effluents de craquage).
On peut également utiliser plusieurs zéolithes présentant une sélectivité de forme, par exemple une zéolithe de type MFl (par exemple la ZSM-5) associée à une autre zéolithe présentant une sélectivité de forme, précédemment citée ou de l'un des types précédemment cités.
La , ou les zéolithe(s) présentant une sélectivité de forme, du groupe constitué par les zéolithes de l'un des types structuraux suivants : MEL (par exemple la ZSM-11), MFl (par exemple la ZSM-5), NES, EUO, FER, CHA (par exemple la SAPO-34), MFS, MWW, ou du groupe des zéolithes suivantes: NU-85, NU-86, NU-88 et IM-5, peut également être mélangée avec une zéolithe ne présentant pas de sélectivité de forme, telle que par exemple une zéolithe Y de type structural FAU. La proportion de zéolithe présentant une sélectivité de forme par rapport à la quantité totale de zéolithe peut varier en fonction des charges utilisées et du spectre des produits recherchés, comme il sera expliqué plus loin. Souvent on utilise de 2 à 60 %, notamment de 3 à 40 %, et en particulier de 3 à 30 % poids de zéolithe(s) présentant une sélectivité de forme.
La ou les zéolithes peuvent être dispersées dans une matrice à base de silice, d'alumine ou de silice alumine, la proportion de zéolithe (toutes zéolithes confondues) par rapport au poids du catalyseur étant souvent comprise entre 3 et 80 % poids, de préférence entre 4 et 50 % poids et par exemple entre 5 et 25 % poids.
La zéolithe présentant une sélectivité de forme utilisée (toutes zéolithes présentant une sélectivité de forme confondues), qui contient typiquement du silicium et de l'aluminium, présente généralement un rapport Si/Ai supérieur à 12, préférentiellement supérieur à 20, parfois supérieur à 40 et même à 80. Un rapport Si/Ai élevé permet de réduire l'acidité du catalyseur et les réactions de transfert d'hydrogène qui conduisent à la formation de paraffines (y compris dans l'intervalle de distillation de l'essence) au détriment de la formation de propylène.
Des rapports Si/Ai élevés peuvent être obtenus au moment de la fabrication de la zéolithe, ou par désalumination ultérieure. Le choix du type de catalyseur et des zéolithes utilisées dépend de différents facteurs, dont la charge utilisée, les conditions opératoires, et également le spectre des produits recherchés:
Si l'on cherche à produire le maximum de propylène, y compris au détriment du rendement en essence, on pourra choisir un catalyseur fortement zéolithique, ayant une proportion élevée de zéolithe présentant une sélectivité de forme (par exemple une zéolithe de type MFl comme la ZSM 5), avec un rapport Si/Ai très élevé.
Si au contraire on recherche, dans une situation conjoncturelle donnée, un rendement important en essence, prioritaire par rapport au rendement en propylène, on pourra utiliser une zéolithe présentant une proportion de zéolithe Y plus élevée que dans le cas précédent, et une proportion moindre voire nulle de zéolithe présentant une sélectivité de forme. On pourra éventuellement utiliser une zéolithe avec un rapport Si/Ai moins élevé. On pourra utiliser enfin une température opératoire plus faible. Souvent, lorsque l'on vise une production importante de propylène, par exemple de 5 à 15 % poids de la charge du FCC, et simultanément une production relativement élevée d'essence, par exemple de 30 à 50 % poids de la charge du FCC, on peut utiliser de préférence un catalyseur comprenant au moins deux zéolithes, avec par exemple une proportion de zéolithe présentant une sélectivité de forme comprise entre 2 et 40 % poids, en particulier entre 3 et 30 % poids, ou entre 4 et 20 % poids, ou par exemple entre 5 et 15 % poids par rapport à la quantité totale de zéolithes. Un tel catalyseur est alors identique ou relativement proche d'un catalyseur conventionnel de FCC.
Le catalyseur de craquage catalytique peut aussi être différent des catalyseurs précédemment cités, à condition qu'il possède une activité notable en craquage catalytique pour la production de propylène.
Selon l'invention, on craque les deux charges (principale et secondaire) séparément ou en mélange, typiquement à une température d'environ 450 à environ 650 °C (température de sortie réacteur), une pression comprise entre 0,1. à 0,5 MPa et des temps de séjour dans le réacteur inférieurs à 1 minute, souvent d'environ 0,1 à environ 50 secondes, et préférentiellement de 0,1 à 10 secondes. Si la charge secondaire relativement légère, est craquée séparément de la charge principale, on peut avantageusement la craquer à une température supérieure à celle utilisée pour la charge principale.
Le rapport C/O qui désigne le rapport du débit massique de catalyseur sur le débit massique de charge entrante est généralement compris entre 4 et 7 et préférentiellement entre 4,5 et 6,5, ces valeurs n'étant pas limitatives. La charge principale du craquage catalytique peut être n'importe quel type de charge utilisée en craquage catalytique c'est à dire le plus souvent un distillât sous vide ou un résidu atmosphérique. Cette charge est, dans le procédé selon l'invention, typiquement craquée avec des conditions opératoires traditionnelles qui permettent notamment de maintenir le rendement en essence, ou de moins réduire ce rendement, pour une production de propylène donnée, une partie du propylène formé provenant du craquage des oligomères.
Dans le cas où la charge du procédé comprend également une essence oléfinique avec des oléfines ayant un nombre d'atomes de carbone supérieur à cinq, ou éventuellement supérieur à six, (oléfines en C6+ ou en C7+) le point d'introduction préféré de ces oléfines est l'étape de craquage catalytique. On peut aussi alimenter les oléfines en C6 ou même en C7 et plus à l'oligomérisation.
Une unité de craquage catalytique FCC, est typiquement associée à une unité de séparation des effluents qui comporte une séparation primaire des effluents du FCC, une section de compression et de fractionnement des gaz ainsi que des distillations pour le fractionnement des différentes coupes liquides. Ce type d'unité de fractionnement est bien connu de l'homme du métier.
On peut recycler à l'oligomérisation ou à l'hydrogénation sélective des fractions oléfiniques en C4/C5 ou de l'essence, par exemple un cœur de coupe d'essence de FCC (par exemple une coupe C7-C8 d'indice d'octane relativement faible).
On peut également ne recycler qu'une partie des composés présents.
En particulier, pour la coupe C4, on peut extraire l'isobutène, par exemple par étherification de l'isobutène par un alcool puis distillation, pour éviter ou limiter sa présence dans l'étape d'oligomérisation, ce composé tendant à former des isomères pouvant en partie notable recraquer en isobutène au niveau du FCC, ce qui tend à produire une accumulation de ce composé si l'on ne réalise pas une purge suffisante d'isobutène.
On peut également, après extraction de l'isobutène, réaliser une distillation extractive, par exemple avec un solvant qui peut être La N-methyl pyrrolidone (NMP) ou le Di-méthyl sulfoxyde ( DMSO) ou un isomère de ce dernier, de manière à extraire la fraction insaturée des paraffines de la charge qui se retrouvent en mélange avec le solvant. Ceci permet de pouvoir recycler à l'hydrogénation sélective ou à l'oligomérisation un mélange de butènes (et/ou de pentènes) débarassé des paraffines en C4 et/ou C5. On peut également réaliser des fractionnements similaires sur la charge en amont du procédé, ou après oligomérisation. L'invention sera explicitée plus en détail au moyen de la description des figures 1 à 4 annexées.
La figure 1 représente une installation pour la mise en œuvre du procédé selon l'invention dans une première variante à intégration importante entre les étapes du procédé (notamment par des recyclages) :
Une charge en C4/C5 provenant d'une unité de vapocraquage (non représentée sur la figure) est introduite par la ligne 1. La ligne 1 bis amène de l'hydrogène ou un gaz riche en hydrogène qui est utilisé pour l'étape d'hydrogénation sélective réalisée en lit fixe dans le (ou les) réacteur(s) R1 (qui peut comprendre 2 ou 3 zones réactionnelles (ou même réacteurs) en série avec refroidissement(s) intermédiaire(s) si nécessaire). La charge et le gaz riche en hydrogène sont introduits dans le réacteur d'hydrogénation R1 par la ligne 2. R1 peut également être alimenté par un courant de recyclage oléfinique en C4 et/ou C5 circulant dans la ligne 13. Le réacteur R1 est ainsi alimenté par deux lignes séparées 2 et 13 sur la figure 1. On peut également alimenter les charges en mélange par une ligne commune. De même on peut alimenter l'hydrogène à l'intérieur du réacteur et non pas en amont de celui-ci. De telles variantes de réalisation ou moyens techniques équivalents, évidents pour l'homme du métier, sont aussi applicables pour d'autres réacteurs ou zones de séparation représentés sur les figures 1 à 4.
Les effluents du réacteur R1 alimentent par la ligne 3 une zone de fractionnement S1 comprenant une colonne de stabilisation On peut également extraire l'isobutène, éventuellement présent dans la charge et/ou dans une fraction recyclée, au niveau de S1 (selon une des techniques exposées ci-après ou d'autres techniques connues par ailleurs), pour réduire la quantité ou éviter la présence d'isobutène dans le réacteur d'oligomérisation. Les produits légers principalement de I' hydrogène et du méthane, sont évacués par la ligne 4. La coupe C4/C5 hydrogénée sélectivement est introduite par la ligne 5 dans le réacteur d'oligomérisation R2. Une coupe oléfinique recyclée, issue des effluents du FCC, est éventuellement introduite via la ligne 10 dans le réacteur d'oligomérisation. De préférence, cette coupe peut être renvoyée à l'étape d'hydrogénation sélective par la ligne 13 déjà citée, plutôt qu'à l'oligomérisation.
Les effluents de l'oligomérisation sont extraits par la ligne 6 et introduits dans une zone de séparation S2. La zone S2 comprend typiquement une distillation des effluents d'oligomérisation pour récupérer les oligomères, plus lourds, la coupe C4/C5 résiduelle, constituée d'une minorité de composés oléfiniques non transformés et surtout de composés paraffiniques, étant évacuée par la ligne 7a. Les oligomères sont en partie au moins transférés par la ligne 8, et introduits dans le réacteur de craquage catalytique R3. Une autre partie de ces oligomères peut être évacuée par la ligne 7c. Ceci permet de pouvoir réserver une partie de ces oligomères à d'autres utilisations que la production de propylène, à. valorisation éventuellement élevée. La production de propylène est alors moindre, mais la dimension du réacteur de craquage est également réduite. A titre d'exemple, on peut utiliser une partie des oligomères en C10 à C14 comme une des bases pour la fabrication d'alkylbenzènes, linéaires ou non, ou comme bases pour d'autres applications chimiques ou pétrochimiques. On peut également produire, à partir d'une partie des oligomères, des fractions bouillant dans l'intervalle de distillation de l'essence, du kérosène du gazole, ou du fuel domestique, utilisables comme base(s) pour la fabrication de ces produits. Cette évacuation d'une partie des oligomères, non alimentés au craquage catalytique est un avantage notable du procédé selon l'invention par rapport aux procédés à une étape unique pour la conversion d'oléfines légères en propylène, qui ne peuvent co-produire des oligomères. Elle contribue également à éliminer indirectement de l'isobutène, lorsque ce composé est présent dans la charge d'oligomérisation: Ce composé a en effet tendance à s'oligomériser facilement mais à recraquer ensuite de façon notable en isobutène, qui tend donc à s'accumuler si l'on fonctionne avec recyclage total des oléfines légères issues du craquage catalytique. L'évacuation directe d'une partie des oligomères, non alimentés au FCC, permet donc d'éliminer une partie de l'isobutène ayant été oligomérisé, et d'éviter son accumulation. Cette évacuation d'une partie des oligomères, notamment d'une fraction comprenant du di-isobutène et/ou du tri-isobutène constitue donc une purge indirecte d'isobutène.
Une fraction d'oligomères et/ou de coupe C4 et/ou C5 contenue(s) dans les effluents d'oligomérisation peut éventuellement être recyclée au réacteur d'oligomérisation R2 par la ligne 7b, cette fraction très peu réactive permettant de réduire l'augmentation de température dans le réacteur R2 (ou les réacteurs en série si l'oligomérisation comprend plusieurs réacteurs).
La charge d'oligomères circulant dans la ligne 8 est craquée dans le réacteur R3 de craquage catalytique fluide (FCC). Le réacteur R3 est également alimenté par une charge principale de distillât sous vide introduite par la ligne 9.
La charge globale du FCC l'unité de craquage catalytique comprend donc principalement du distillât sous vide, ainsi qu'une charge additionnelle comprenant des oligomères d'oléfines en C4 et/ou C5, (ou plus généralement de C2 à C10 voire plus). Elle peut également comprendre une autre charge additionnelle constituée d'essence, recyclée par la ligne 14.
Les effluents du réacteur R3 du FCC sont évacués par la ligne 11 et sont introduits dans une zone de séparation S3. La zone S3 comprend typiquement un compresseur de gaz et des moyens de distillation. Selon une. première variante, on élimine une partie au moins de l'isobutène de la coupe C4 avant de la recycler (par exemple à l'hydrogénation sélective ou à l'oligomérisation). De préférence cette élimination d'isobutène est réalisée après une hydrogénation sélective préalable, séparément ou en mélange avec la charge fraîche alimentée à la ligne 1. Dans ce dernier cas, la coupe C4 (ou C4/C5) de FCC est recyclée par la ligne 13 et hydrogénée sélectivement dans le réacteur R1 en mélange avec la charge fraîche.
L'isobutène est par exemple séparé (au niveau de S1 ou de S3) de la fraction C4 ou C4/C5 comprenant également des butènes linéaires, par un ensemble d'unités de séparation, comprenant par exemple une étherification de l'isobutène et éventuellement d'autres oléfines branchées par un alcool, puis une distillation. On peut également réaliser une hydroisomérisation avec distillation réactive, pour séparer l'isobutène des n-butènes (le butène 1 étant transformé en butène 2 séparable de l'isobutène). On ne sortirait pas du cadre de l'invention en utilisant pour une extraction d'oléfines branchées (isobutène et/ou isoamylènes) en amont de l'oligomérisation, un ou plusieurs procédés de séparation connus, tels que des extractions liquide-liquide, des éthérifications, ou d'autres procédés tels que des procédés membranaires ou utilisant des adsorbants sélectifs éventuellement à contrecourant simulé. On peut éventuellement recycler également une partie ou la totalité de la coupe C5 de FCC par la ligne 13, ou éventuellement des fractions plus lourdes notamment en C6 et/ou C7 et/ou C8.
Les effluents du FCC non recyclés sont évacués par la ligne 12, ainsi que par d'autres lignes non représentées. Une partie ou la totalité de la coupe C4 contenue dans les effluents de craquage peut également être évacuée, et non recyclée.
Selon une autre variante, on peut recycler la coupe C4 ou C4/C5 sans extraction de l'isobutène. La charge C4 ou C4/C5 brute, après hydrogénation sélective, est alors oligomérisée dans R2 et séparée dans S2. S2 peut comprendre alors seulement une séparation des oligomères (par distillation), envoyés au réacteur R3 par la ligne 8, la coupe C4 ou C4/C5 résiduelle (contenue dans les effluents d'oligomérisation), essentiellement paraffinique, étant évacuée par la ligne 7a. Il est alors préférable, pour éviter l'accumulation d'isobutène dans l'installation, de prévoir une évacuation (sans recyclage) d'une partie de la coupe C4 issue du craquage, et/ou de ne pas alimenter à l'étape de craquage une partie des oligomères comprenant du di-isobutène et/ou du tri-isobutène, afin de réaliser une purge directe ou indirecte d'isobutène.
On peut également recycler des fractions oléfiniques en C5 ou même en C6, ou l'éthylène produit par le FCC. La figure 2 illustre une variante du procédé qui ne comporte pas le recyclage d' une coupe C4 ou C4/C5 oléfinique vers l'oligomérisation.
La figure 3 illustre une autre variante du procédé qui ne comporte pas d'alimentation de charge oléfinique par une coupe C4 issue d'un vapocraqueur, mais comporte seulement l'alimentation du FCC par une charge de distillât sous vide ou de résidu atmosphérique, et le recyclage de la coupe C4 ou C4/C5 oléfinique vers le réacteur d'oligomérisation.
La figure 4 illustre une variante voisine de celle de la figure 3, mais avec une étape d'hydrogénation sélective de la coupe C4 ou C4/C5 oléfinique avant son recyclage vers le réacteur d'oligomérisation.
Les exemples suivants illustrent l'invention sans en limiter la portée. Tous les rendements ont été obtenus sur des unités pilote avec des conditions opératoires représentatives de celles d' unités industrielles.
Exemple 1 (selon l' état de l'art) :
On traite dans une unité de craquage catalytique de type FCC fonctionnant aux conditions précisées ci dessous, une charge qui est un distillât sous vide (DSV) dont les caractéristiques principales sont les suivantes :
Figure imgf000028_0001
Les conditions opératoires du FCC sont les suivantes: - Température sortie riser : 510°C.
- Rapport C/O ( massique): 5 à 6
- Température de régénération : 700° C
- Pression dans la zone réactionnelle : 0,2 MPa
- Catalyseur : 95 % poids du catalyseur de type zéolithe Y dispersée dans une matrice, et 5 % poids du catalyseur de type ZSM-5 dispersée dans une matrice.
- Diamètre moyen du catalyseur :70 micromètres
- Masse volumique du grain :1250 kg/m3 Le rendement en propylène par rapport à la charge est de 3,2 % poids. Le rendement en essence par rapport à la charge est de 42,8 % poids.
Exemple 2, selon l'invention :
On traite selon le procédé objet de la présente invention, dans une installation telle que celle décrite à la figure 1 , une coupe C4 issue d'un vapocraqueur, contenant une majorité de butadiène. Cette coupe C4 est hydrogénée sélectivement dans R1 et les composés légers, notamment I' hydrogène résiduel et des gaz légers tels que du méthane sont éliminés dans la section de séparation S1. On introduit la coupe C4 résultant de cette hydrogénation ( flux 5) dans le réacteur d'oligomérisation R2 qui fonctionne dans les conditions suivantes :
- Pression : 5,5 MPa
- Température : 220°C
- VVH : 1 h-1 Le catalyseur utilisé est une zéolithe de type MFl avec un rapport Si/Ai de 48. Il est mis en œuvre sous forme de billes de diamètre moyen 2 mm.
Le flux sortant de l'oligomérisation contient 90 % d'oligomères par rapport aux oléfines de la charge, principalement des oligomères oléfiniques en C8 et, en quantités plus faibles en C12.
La quantité d'oligomères introduits au craquage catalytique représente 10 % masse de la charge globale. Ces oligomères, après fractionnement dans la section S2, sont introduits dans l'unité de craquage catalytique (FCC), en mélange avec la même charge de distillât sous vide que celle de l'exemple 1. Le FCC fonctionne avec les mêmes conditions opératoires que celles de l'exemple 1. Les C4 oléfiniques résiduels séparés dans la section S2 sont recyclés au réacteur d'oligomérisation R2.
Le rendement en propylène rapporté à la charge de distillât sous vide plus la charge d'oligomères entrante au FCC est de 5,6 % et le rendement essence est de 40,6 %.
Exemple 3 ( selon l'invention illustré par la figure 1) :
On traite selon le procédé objet de la présente invention une coupe C4 issue d'un vapocraqueur. Il s'agit d'une coupe de même nature que celle utilisée dans l'exemple 2, mais la quantité d'oligomères introduits à l'étape de craquage catalytique représente à présent 18 % de la charge du craquage catalytique. Les conditions de fonctionnement du réacteur d'oligomérisation et du réacteur du FCC sont les mêmes que celles de l'exemple 2. Le rendement en propylène est de 7,6 % et le rendement en essence est de 38,9 %. Exemple 4 ( selon l'invention illustrée par la figure 1) :
On traite selon le procédé objet la présente invention la même coupe C4 que celle utilisée dans les exemples 2 et 3. La quantité d'oligomères provenant de la charge fraîche externe (venant de l'oligomérisation de la coupe de vapocraquage) qui sont introduits à l'étape de craquage catalytique représente 10 % de la charge de craquage catalytique. L'étape d'oligomérisation fonctionne toujours aux conditions des exemples 2 et 3. Le craquage catalytique fonctionne toujours dans les conditions de l'exemple 1. Dans cet exemple 4, on recycle la coupe C4 issue de l'étape de craquage catalytique au niveau de l'étape d'oligomérisation, pour accroître la quantité d'oligomères craqués.
Le rendement en propylène est de 8,3 % et le rendement en essence est de 42,7 %.
Exemple 5 ( selon l'invention illustrée par la figure 2) :
Cet exemple est similaire à l'exemple 4, mais la quantité d'oligomères provenant de la charge fraîche externe qui sont introduits à l'étape de craquage catalytique représente 22 % de la charge principale DSV du craquage catalytique. Le rendement en propylène est de 11 ,1 % et le rendement en essence de 41 ,6 %.
Exemple 6, selon l'invention :
L'exemple 6 illustre un mode de fonctionnement selon l'invention d'une installation telle que celle décrite à la figure 3, dans laquelle on utilise seulement le recyclage des oléfines linéaires de la coupe C4 issue de l'étape de craquage catalytique comme charge de l'unité d'oligomérisation.
Le rendement en propylène rapporté à la charge globale DSV + oligomères entrante au FCC est de 5 % et le rendement en essence est de 44,1 %.
Exemple 7, selon l'invention :
Cet exemple est analogue à l'exemple 6, mais on recycle à l'étape d'oligomérisation les oléfines linéaires en C4 et C5 issues du FCC.
Le rendement en propylène est de 7,1 % et le rendement en essence est de 40,6 %.
Le tableau récapitulatif ci dessous montre que le rendement en propylène est toujours supérieur à celui du craquage catalytique fonctionnant sur une charge distillât sous vide, et ceci quelque soit la configuration retenue. Ce rendement en propylène augmente avec la quantité d'oligomères introduits au FCC. Les exemples 6 et 7 illustrent la possibilité d'utiliser le procédé sans charge C4 issue d'un vapocraquage, en recyclant simplement la coupe C4 oléfinique et/ou la coupe C5 oléfinique issue(s) du FCC. La charge externe est alors seulement le distillât sous vide, alimenté au FCC.
Ces exemples illustrent la grande flexibilité du procédé en terme de rendement en propylène et montrent qu'il est possible d'atteindre un rendement en propylène dépassant 10 %, tout en maintenant un excellent niveau de production d'essence qui reste voisin de 40 % ou même supérieur à 40 % sur l'ensemble des exemples donnés. Ces rendements en propylène et en essence sont par ailleurs calculés par rapport à la charge globale alimentant le FCC (DSV + oligomères). Si l'on calculait ces rendements par rapport à la charge principale DSV seule, on obtiendrait des chiffres supérieurs.
Tableau 1
Figure imgf000031_0001
Tableau 1 (suite)
Figure imgf000031_0002

Claims

REVENDICATIONS
1 - Procédé de conversion d' une charge hydrocarbonée comprenant au moins une charge principale relativement lourde, c'est-à-dire constituée d'hydrocarbures de température d'ébuUition supérieure à environ 350 °C, et au moins une charge secondaire relativement légère dont les hydrocarbures ont une température d'ébuUition inférieure à environ 320°C, dans lequel,
- on craque ladite charge principale, représentant au moins 50 % poids de ladite charge hydrocarbonée, dans au moins un réacteur en lit fluidisé en présence d'un catalyseur de craquage,
- on craque ladite charge secondaire en lit fluidisé avec le même catalyseur de craquage, séparément ou en mélange avec la charge principale, cette charge secondaire comprenant des oléfines à au moins 8 atomes de carbone ayant été produites par oligomérisation d'oléfines légères à 4 et / ou 5 atomes de carbone, - on fractionne les effluents du craquage de la charge principale et de la charge secondaire dans une zone de fractionnement commune, et l'on régénère le catalyseur utilisé pour le craquage de la charge principale et celui utilisé pour le craquage de la charge secondaire dans une zone de régénération commune, pour produire au moins de l'essence et du propylène.
2 - Procédé selon la revendication 1 , dans lequel la charge principale et la charge secondaire sont craquées en mélange dans un réacteur FCC de craquage catalytique fluide.
3 - Procédé selon l'une des revendications 1 et 2, dans lequel on convertit une charge comprenant des oléfines à 4 et/ou 5 atomes de carbone par oligomérisation en au moins une étape, dans au moins un réacteur d'oligomérisation, et l'on utilise comme charge secondaire de craquage catalytique une charge comprenant une partie au moins des oléfines à au moins 8 atomes de carbone comprises dans les effluents d'oligomérisation.
4 - Procédé selon selon la revendication 3, dans lequel :
- on fractionne les effluents de craquage catalytique pour produire notamment une coupe contenant des oléfines à 4 et/ou 5 atomes de carbone,
- on recycle à l'oligomérisation une partie au moins de cette coupe.
5 - Procédé selon l'une des revendications 3 et 4, dans lequel la charge de l'étape d'oligomérisation comprend de 0,5 à 15 % poids d'éthylène. - Procédé selon l'une des revendications 3 à 5, dans lequel la charge du réacteur d'oligomérisation comprend de 0,5 à 15 % poids d'éthylène par rapport à la somme des oléfines en C4, C5, et C6.
- Procédé selon l'une des revendications 3 à 6, dans lequel la charge du réacteur d'oligomérisation comprend au moins 50% poids d'hydrocarbures en C4 + C5 + C6, au moins 10 % poids d'oléfines à 4 atomes de carbone, ainsi que des oléfines à 5 et/ou 6 atomes de carbone, avec un rapport massique [R1 = (oléfines en C5 + oléfines en C6) / oléfines en C4] supérieur à 0,15.
- Procédé selon l'une des revendications 3 à 7 , dans lequel la charge du réacteur d'oligomérisation comprend au moins 50% poids d'hydrocarbures en C4 + C5 + C6, au moins 10 % poids d'oléfines à 4 atomes de carbone, ainsi que des oléfines à 5 atomes de carbone, avec un rapport massique [R2 = oléfines en C5 / oléfines en C4] supérieur à 0,15.
9 - Procédé selon l'une des revendications 3 à 8, dans lequel la charge de l'étape d'oligomérisation contient des composés dioléfiniques et/ou acétylèniques, et dans lequel cette charge est soumise préalablement à une étape a) d'hydrogénation sélective pour sensiblement éliminer ces composés dioléfiniques et/ou acétylèniques.
10 - Procédé selon l'une des revendications 2 à 8, dans lequel l'effluent d'au moins une étape d'oligomérisation est soumis à une étape de fractionnement pour séparer une partie au moins des effluents, qui est évacuée directement sans alimenter le réacteur de craquage catalytique, cette partie évacuée comprenant au moins une partie des oligomères produits, cette partie comprenant du di-isobutène et/ou du tri-isobutène.
11 - Procédé selon la revendication 10, dans lequel on réalise:
- une première étape d'oligomérisation limitée b1), - une étape b2) de fractionnement des effluents de l'étape b1 ), pour produire au moins une coupe qui est évacuée directement sans alimenter les étapes subséquentes, cette coupe évacuée comprenant du di-isobutène,
- une étape b3) d'oligomérisation finale de l'effluent de l'étape b2) ou au moins de fractions oléfiniques en C4 et/ou C5 comprises dans cet effluent, après évacuation de la coupe précitée comprenant du di-isobutène,
12 - Procédé selon la revendication 11 , dans lequel on réalise:
- l'étape b1) avec une charge constituée essentiellement par une coupe C4 seule,
- l'étape b3) en rajoutant une coupe C5 ou C2 + C5 aux butènes non convertis dans b1). - Procédé selon l'une des revendications 10 à 12, dans lequel on ajoute une partie au moins de ladite coupe (ou partie) évacuée comprenant du di-isobutène, à une partie au moins de l'essence produite directement par craquage, pour produire une base d'essence.
- Procédé selon la revendication 13, dans lequel on détermine les conditions de l'étape d'oligomérisation, par exemple en limitant la conversion, pour que ladite coupe (ou partie) évacuée comprenant du di-isobutène permette, après addition au moins partielle à au moins une partie de l'essence produite directement par craquage, d'augmenter au moins l'indice d'octane moteur, ou recherche de cette essence de craquage.
- Procédé selon l'une des revendications 3 à 14, dans lequel le réacteur d'oligomérisation utilise un catalyseur comprenant une zéolithe ou une silice-alumine travaillant à une température comprise entre 70°C et 310°C, une pression comprise entre 0,1 et 5 MPa, et une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 5 m3 par heure et par m3 de catalyseur.
- Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel le catalyseur utilisé pour le craquage catalytique comprend une zéolithe présentant une sélectivité de forme de type structural MFl, seule ou en mélange avec une autre zéolithe présentant une sélectivité de forme choisie dans le groupe constitué par les zéolithes de type structural de l'un des types suivants : MEL, NES, EUO, FER, CHA, MFS, MWW, ou le groupe des zéolithes suivantes: NU-85, NU-86, NU-88 et IM-5, et dans lequel cette ou ces zéolithe(s) présentant une sélectivité de forme présentent un rapport Si/Ai supérieur à 12.
- Procédé selon l'une des revendications 1 et 2 à 16, dans lequel la charge principale relativement lourde est craquée dans un premier élévateur tubulaire sensiblement vertical et la charge secondaire relativement légère est craquée séparément dans un second élévateur tubulaire sensiblement vertical.
- Procédé selon l'une des revendications 1 à 16, dans lequel la charge principale relativement lourde et la charge secondaire relativement légère sont craquées en mélange dans un même élévateur tubulaire sensiblement vertical. -
PCT/FR2003/000764 2002-03-15 2003-03-10 Procede de production conjointe de propylene et d'essence a partir d'une charge relativement lourde WO2003078547A2 (fr)

Priority Applications (4)

Application Number Priority Date Filing Date Title
JP2003576543A JP4665398B2 (ja) 2002-03-15 2003-03-10 比較的重質なフィード原料からプロピレンとガソリンを併産するための方法
EP03738164A EP1487943A2 (fr) 2002-03-15 2003-03-10 Procede de production conjointe de propylene et d'essence a partir d'une charge relativement lourde
US10/507,847 US7374662B2 (en) 2002-03-15 2003-03-10 Method for jointly producing propylene and petrol from a relatively heavy charge
AU2003244684A AU2003244684A1 (en) 2002-03-15 2003-03-10 Method for jointly producing propylene and petrol from a relatively heavy charge

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
FR0203212A FR2837213B1 (fr) 2002-03-15 2002-03-15 Procede de production conjointe de propylene et d'essence a partir d'une charge relativement lourde
FR02/03212 2002-03-15

Publications (2)

Publication Number Publication Date
WO2003078547A2 true WO2003078547A2 (fr) 2003-09-25
WO2003078547A3 WO2003078547A3 (fr) 2004-03-11

Family

ID=27772143

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
PCT/FR2003/000764 WO2003078547A2 (fr) 2002-03-15 2003-03-10 Procede de production conjointe de propylene et d'essence a partir d'une charge relativement lourde

Country Status (8)

Country Link
US (1) US7374662B2 (fr)
EP (1) EP1487943A2 (fr)
JP (1) JP4665398B2 (fr)
CN (1) CN100523142C (fr)
AU (1) AU2003244684A1 (fr)
FR (1) FR2837213B1 (fr)
RU (1) RU2294916C2 (fr)
WO (1) WO2003078547A2 (fr)

Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP2007508404A (ja) * 2003-10-10 2007-04-05 スナムプロジェッティ ソシエタ ペル アチオニ 分枝状オレフィン留分を含む炭化水素ブレンドの水素化による高オクタン価を持つ炭化水素ブレンドの製造方法
WO2007092317A2 (fr) * 2006-02-06 2007-08-16 Exxonmobil Research And Engineering Company Production d'essence par polymerisation d'olefine
WO2010023369A1 (fr) * 2008-08-29 2010-03-04 Ifp Procédé de conversion d'une charge lourde en essence et en propylène présentant une structure de rendement modulable
WO2012069709A2 (fr) 2010-11-25 2012-05-31 IFP Energies Nouvelles Procede de conversion d'une charge lourde en distillat moyen.

Families Citing this family (64)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR2837199B1 (fr) * 2002-03-15 2005-09-16 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion en plusieurs etapes d'une charge comprenant des olefines a quatre, cinq atomes de carbone ou plus, en vue de produire du propylene
FR2892126B1 (fr) * 2005-10-19 2010-04-30 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion directe d'une charge comprenant des olefines a quatre, et/ou cinq atomes de carbone, pour la production de propylene avec une co-production d'essence desulfuree
FR2918070B1 (fr) * 2007-06-27 2012-10-19 Inst Francais Du Petrole Zone reactionnelle comportant deux risers en parallele et une zone de separation gaz solide commune en vue de la production de propylene
US20090241743A1 (en) * 2008-03-27 2009-10-01 Chih-Ching Hsieh Electronic torque spanner with expansion member
US20090299118A1 (en) * 2008-05-29 2009-12-03 Kellogg Brown & Root Llc FCC For Light Feed Upgrading
US8669407B2 (en) * 2008-08-28 2014-03-11 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Method of isolating linear butenes from a mixed hydrocarbon feed
US8246914B2 (en) * 2008-12-22 2012-08-21 Uop Llc Fluid catalytic cracking system
US8137534B2 (en) * 2009-04-23 2012-03-20 Uop Llc Catalyst compositions for improved fluid catalytic cracking (FCC) processes targeting propylene production
US8471084B2 (en) 2010-03-31 2013-06-25 Uop Llc Process for increasing weight of olefins
US8128879B2 (en) 2010-03-31 2012-03-06 Uop Llc Apparatus for increasing weight of olefins
FR2959748B1 (fr) * 2010-05-06 2012-05-18 Inst Francais Du Petrole Procede de craquage catalytique avec recycle d'une coupe olefinique prelevee en amont de la section de separation des gaz afin de maximiser la production de propylene.
US20120022224A1 (en) 2010-07-22 2012-01-26 Geraldine Tosin Particles Including Zeolite Catalysts And Their Use In Oligomerization Processes
US20130079574A1 (en) * 2011-09-23 2013-03-28 Uop, Llc. Oligomerization process
US8993824B2 (en) 2011-09-28 2015-03-31 Uop Llc Fluid catalytic cracking process
FR2983208B1 (fr) * 2011-11-24 2015-03-06 IFP Energies Nouvelles Procede de production de distillat moyen a partir d'une charge lourde conventionnelle incluant une etape d'hydrogenation selective de la coupe hco ex fcc
MX349355B (es) 2011-12-22 2017-07-24 Uop Llc Zeolita de aluminosilicato uzm-39.
JP5852749B2 (ja) 2011-12-22 2016-02-03 ユーオーピー エルエルシー Ｕｚｍ−３９アルミノシリケートゼオライトを用いた芳香族化合物の転化反応
WO2013096072A2 (fr) 2011-12-22 2013-06-27 Uop Llc Synthèse de zéolites par conversion en couches
FR2984916B1 (fr) * 2011-12-23 2014-01-17 IFP Energies Nouvelles Procede ameliore de conversion d'une charge lourde en distillat moyen faisant appel a un pretraitement en amont de l'unite de craquage catalytique
FR2986799B1 (fr) * 2012-02-15 2015-02-06 IFP Energies Nouvelles Procede de conversion d'une charge lourde, mettant en oeuvre une unite de craquage catalytique et une etape d'hydrogenation selective de l'essence issue du craquage catalytique
ES2682257T3 (es) * 2012-03-02 2018-09-19 Petroleo Brasileiro S.A. - Petrobras Aditivos para maximización de olefinas ligeras en unidades de craqueamiento catalítico fluido y proceso
EP2828358B1 (fr) * 2012-03-20 2022-01-12 Saudi Arabian Oil Company Traitement par l'hydrogène et craquage catalytique fluide intégré destiné au traitement d'un pétrole brut
ES2443539B1 (es) 2012-07-19 2014-12-04 Consejo Superior De Investigaciones Científicas (Csic) Proceso de oligomerización de alquenos utilizando la zeolita ITQ-39
US9434891B2 (en) 2012-11-12 2016-09-06 Uop Llc Apparatus for recovering oligomerate
US9567267B2 (en) * 2012-11-12 2017-02-14 Uop Llc Process for oligomerizing light olefins including pentenes
US20140135546A1 (en) * 2012-11-12 2014-05-15 Uop Llc Process for making propylene from oligomerization and cracking
US9663415B2 (en) 2012-11-12 2017-05-30 Uop Llc Process for making diesel by oligomerization of gasoline
US9441173B2 (en) 2012-11-12 2016-09-13 Uop Llc Process for making diesel by oligomerization
US9522375B2 (en) 2012-11-12 2016-12-20 Uop Llc Apparatus for fluid catalytic cracking oligomerate
US9914673B2 (en) 2012-11-12 2018-03-13 Uop Llc Process for oligomerizing light olefins
US10508064B2 (en) 2012-11-12 2019-12-17 Uop Llc Process for oligomerizing gasoline without further upgrading
WO2014074833A1 (fr) 2012-11-12 2014-05-15 Uop Llc Procédé de fabrication d'essence par oligomérisation
US20140135545A1 (en) * 2012-11-12 2014-05-15 Uop Llc Fluid catalytic cracking process
US20140135553A1 (en) * 2012-11-12 2014-05-15 Uop Llc Process for recycling oligomerate to oligomerization
US9834492B2 (en) * 2012-11-12 2017-12-05 Uop Llc Process for fluid catalytic cracking oligomerate
US9522373B2 (en) 2012-11-12 2016-12-20 Uop Llc Apparatus for oligomerizing light olefins
US9644159B2 (en) 2012-11-12 2017-05-09 Uop Llc Composition of oligomerate
US20140135549A1 (en) * 2012-11-12 2014-05-15 Uop Llc Process for recovering oligomerate
EP2917170B1 (fr) * 2012-11-12 2020-05-13 Uop Llc Procédé pour craquage catalytique fluide d'oligomères
US8609919B1 (en) 2012-12-12 2013-12-17 Uop Llc Aromatic transformation using UZM-44 aluminosilicate zeolite
US8889939B2 (en) 2012-12-12 2014-11-18 Uop Llc Dehydrocyclodimerization using UZM-44 aluminosilicate zeolite
US8618343B1 (en) 2012-12-12 2013-12-31 Uop Llc Aromatic transalkylation using UZM-39 aluminosilicate zeolite
WO2014093416A1 (fr) 2012-12-12 2014-06-19 Uop Llc Déshydrocyclodimérisation utilisant la zéolite d'aluminosilicate uzm-39
US8609920B1 (en) 2012-12-12 2013-12-17 Uop Llc UZM-44 aluminosilicate zeolite
US8609921B1 (en) 2012-12-12 2013-12-17 Uop Llc Aromatic transalkylation using UZM-44 aluminosilicate zeolite
US8609910B1 (en) 2012-12-12 2013-12-17 Uop Llc Catalytic pyrolysis using UZM-39 aluminosilicate zeolite
WO2014093440A1 (fr) 2012-12-12 2014-06-19 Uop Llc Conversion de méthane en composés aromatiques à l'aide de zéolithe d'aluminosilicate de type uzm-44
WO2014093461A1 (fr) 2012-12-12 2014-06-19 Uop Llc Conversion de méthane en composés aromatiques à l'aide de zéolithe d'aluminosilicate de type uzm-39
US8609911B1 (en) 2012-12-12 2013-12-17 Uop Llc Catalytic pyrolysis using UZM-44 aluminosilicate zeolite
US20150166426A1 (en) * 2013-12-17 2015-06-18 Uop Llc Process for oligomerizing to maximize nonenes for cracking to propylene
US20150166432A1 (en) * 2013-12-17 2015-06-18 Uop Llc Process for oligomerization of gasoline
US9670425B2 (en) 2013-12-17 2017-06-06 Uop Llc Process for oligomerizing and cracking to make propylene and aromatics
US9914884B2 (en) * 2013-12-17 2018-03-13 Uop Llc Process and apparatus for recovering oligomerate
US9732285B2 (en) 2013-12-17 2017-08-15 Uop Llc Process for oligomerization of gasoline to make diesel
US20150166425A1 (en) * 2013-12-17 2015-06-18 Uop Llc Process for oligomerizing gasoline with high yield
US9732289B2 (en) * 2014-06-27 2017-08-15 Uop Llc Integrated process for conversion of vacuum gas oil and heavy oil
CN106574193B (zh) * 2014-07-28 2019-08-16 沙索技术有限公司 油田烃的生产
US10745328B2 (en) * 2018-03-27 2020-08-18 Phillips 66 Company Catalytic activation and oligomerization of isopentane-enriched mixtures
CN109096028A (zh) * 2018-08-29 2018-12-28 河南省君恒实业集团生物科技有限公司 一种使用废润滑油制备烯烃的方法
CN111718753B (zh) * 2019-03-22 2021-10-08 中国石油化工股份有限公司 一种多产丙烯的催化转化方法和系统
CN111533633B (zh) * 2020-05-25 2022-09-30 浙江科茂环境科技有限公司 一种催化裂解工艺方法
CN113735676B (zh) * 2020-05-29 2023-10-13 中国石油化工股份有限公司 一种高选择性催化裂解多产丙烯和增产汽油的方法
CN113736510B (zh) * 2020-05-29 2023-01-24 中国石油化工股份有限公司 一种高选择性催化裂解多产丙烯的方法和系统
CN114605219B (zh) * 2020-12-09 2024-04-02 中国石油化工股份有限公司 生产低碳烯烃和汽油的方法和系统

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR2663946A1 (fr) * 1990-05-09 1992-01-03 Inst Francais Du Petrole Procede de craquage catalytique en presence d'un catalyseur renfermant une zeolite zsm a ouverture de pore intermediaire.
WO2001049607A1 (fr) * 2000-01-05 2001-07-12 Exxon Chemical Patents Inc. Matieres a macrostructures inorganiques poreuses et procede de preparation correspondant
US6342200B1 (en) * 1998-11-02 2002-01-29 Institut Francais Du Petrole Process for preparing a zeolite with structure type EUO

Family Cites Families (13)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4859308A (en) * 1988-01-19 1989-08-22 Mobil Oil Corporation Two-stage process for conversion of alkanes to gasoline
US5389232A (en) * 1992-05-04 1995-02-14 Mobil Oil Corporation Riser cracking for maximum C3 and C4 olefin yields
US5300126A (en) * 1992-10-19 1994-04-05 Mobil Oil Corporation Process for improving olefin etherification catalyst life
FR2708597B1 (fr) * 1993-07-30 1995-09-29 Inst Francais Du Petrole Procédé d'isomérisation d'oléfines sur des catalyseurs métalliques imprégnés de composés organiques soufrés avant chargement dans le réacteur.
US6080903A (en) * 1995-12-15 2000-06-27 Uop Llc Process for oligomer production and saturation
US6025533A (en) * 1998-04-10 2000-02-15 Uop Llc Oligomer production with catalytic distillation
US6803494B1 (en) * 1998-05-05 2004-10-12 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for selectively producing propylene in a fluid catalytic cracking process
US6113776A (en) * 1998-06-08 2000-09-05 Uop Llc FCC process with high temperature cracking zone
US6126812A (en) * 1998-07-14 2000-10-03 Phillips Petroleum Company Gasoline upgrade with split feed
DE19922038A1 (de) * 1999-05-12 2000-11-16 Basf Ag Verfahren zur Oligomerisierung von C2- bis C8-Olefinen
EP1061116A1 (fr) * 1999-06-16 2000-12-20 Fina Research S.A. Production d' oléfines
US6835863B2 (en) * 1999-07-12 2004-12-28 Exxonmobil Oil Corporation Catalytic production of light olefins from naphtha feed
US6660682B2 (en) * 2001-11-30 2003-12-09 Exxon Mobil Chemical Patents Inc. Method of synthesizing molecular sieves

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR2663946A1 (fr) * 1990-05-09 1992-01-03 Inst Francais Du Petrole Procede de craquage catalytique en presence d'un catalyseur renfermant une zeolite zsm a ouverture de pore intermediaire.
US6342200B1 (en) * 1998-11-02 2002-01-29 Institut Francais Du Petrole Process for preparing a zeolite with structure type EUO
WO2001049607A1 (fr) * 2000-01-05 2001-07-12 Exxon Chemical Patents Inc. Matieres a macrostructures inorganiques poreuses et procede de preparation correspondant

Cited By (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP2007508404A (ja) * 2003-10-10 2007-04-05 スナムプロジェッティ ソシエタ ペル アチオニ 分枝状オレフィン留分を含む炭化水素ブレンドの水素化による高オクタン価を持つ炭化水素ブレンドの製造方法
WO2007092317A2 (fr) * 2006-02-06 2007-08-16 Exxonmobil Research And Engineering Company Production d'essence par polymerisation d'olefine
WO2007092317A3 (fr) * 2006-02-06 2007-10-04 Exxonmobil Res & Eng Co Production d'essence par polymerisation d'olefine
WO2010023369A1 (fr) * 2008-08-29 2010-03-04 Ifp Procédé de conversion d'une charge lourde en essence et en propylène présentant une structure de rendement modulable
FR2935377A1 (fr) * 2008-08-29 2010-03-05 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion d'une charge lourde en essence et en propylene presentant une structure de rendement modulable
WO2012069709A2 (fr) 2010-11-25 2012-05-31 IFP Energies Nouvelles Procede de conversion d'une charge lourde en distillat moyen.

Also Published As

Publication number Publication date
US20050121361A1 (en) 2005-06-09
EP1487943A2 (fr) 2004-12-22
FR2837213A1 (fr) 2003-09-19
JP4665398B2 (ja) 2011-04-06
RU2004130479A (ru) 2005-04-10
US7374662B2 (en) 2008-05-20
CN100523142C (zh) 2009-08-05
JP2005520885A (ja) 2005-07-14
WO2003078547A3 (fr) 2004-03-11
FR2837213B1 (fr) 2004-08-20
RU2294916C2 (ru) 2007-03-10
CN1643112A (zh) 2005-07-20
AU2003244684A1 (en) 2003-09-29

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EP1487943A2 (fr) Procede de production conjointe de propylene et d&#39;essence a partir d&#39;une charge relativement lourde
EP1487768B1 (fr) Procede de conversion en plusieurs etapes d&#39;une charge comprenant des olefines a quatre, cinq atomes de carbone et plus, en vue de produire du propylene
EP2321385B1 (fr) Procédé de conversion d&#39;une charge lourde en essence et en propylène présentant une structure de rendement modulable
EP0742195B1 (fr) Procédé et installation pour la conversion de coupes C4 et C5 oléfiniques en éther et en propylène
EP0838449B1 (fr) Nouveau procédé de production d&#39;isobutène et de propylène à partir de coupes d&#39;hydrocarbures à quatre atomes de carbone
EP1110934B1 (fr) Production d&#39;isobutène de haute pureté et de propylène à partir de coupes d&#39;hydrocarbures à quatre atomes de carbone
WO2006067305A1 (fr) Procede de conversion directe d’une charge comprenant des olefines a quatre et/ou cinq atomes de carbone, pour la production de propylene avec une co-production d’essence
EP2636661B1 (fr) Procédé de conversion d&#39;une charge lourde, mettant en oeuvre une unité de craquage catalytique et une étape d&#39;hydrogénation sélective de l&#39;essence issue du craquage catalytique
EP1668094B1 (fr) Procede de conversion directe d&#39;une charge comprenant des olefines a quatre, et/ou cinq atomes de carbone ou plus, pour la production de propylene
FR2984916A1 (fr) Procede ameliore de conversion d&#39;une charge lourde en distillat moyen faisant appel a un pretraitement en amont de l&#39;unite de craquage catalytique
FR2968010A1 (fr) Procede de conversion d&#39;une charge lourde en distillat moyen
EP1640436B1 (fr) Procédé d&#39;isomérisation d&#39;une coupe C7 avec coproduction d&#39;une coupe cycliques riche en méthylcyclohexane
EP2228355A1 (fr) Procédé de conversion directe d&#39;une charge comprenant des oléfines à quatre et/ou cinq atomes de carbone pour la production de propylène
FR2975701A1 (fr) Procede de reformage catalytique de naphta
FR2892126A1 (fr) Procede de conversion directe d&#39;une charge comprenant des olefines a quatre, et/ou cinq atomes de carbone, pour la production de propylene avec une co-production d&#39;essence desulfuree
EP1640435A1 (fr) Procédé d&#39;isomérisation d&#39;une coupe C7 avec coproduction d&#39;une coupe aromatique riche en toluène
EP2707461A2 (fr) Procede de production de coupes kerosene ou gazole a partir d&#39;une charge olefinique ayant majoritairement de 4 a 6 atomes de carbone
EP1110933B1 (fr) Procédé de production sélective de propylène à partir de coupes d&#39;hydrocarbures à quatre atomes de carbone
WO2023117594A1 (fr) Unité de production et de séparation des aromatiques avec valorisation d&#39;un extrait et/ou d&#39;un raffinat provenant d&#39;un procédé d&#39;extraction liquide-liquide

Legal Events

Date Code Title Description
AK Designated states

Kind code of ref document: A2

Designated state(s): AE AG AL AM AT AU AZ BA BB BG BR BY BZ CA CH CN CO CR CU CZ DE DK DM DZ EC EE ES FI GB GD GE GH GM HR HU ID IL IN IS JP KE KG KP KR KZ LC LK LR LS LT LU LV MA MD MG MK MN MW MX MZ NO NZ OM PH PL PT RO RU SD SE SG SK SL TJ TM TN TR TT TZ UA UG US UZ VN YU ZA ZM ZW

AL Designated countries for regional patents

Kind code of ref document: A2

Designated state(s): GH GM KE LS MW MZ SD SL SZ TZ UG ZM ZW AM AZ BY KG KZ MD RU TJ TM AT BE BG CH CY CZ DE DK EE ES FI FR GB GR HU IE IT LU MC NL PT RO SE SI SK TR BF BJ CF CG CI CM GA GN GQ GW ML MR NE SN TD TG

121 Ep: the epo has been informed by wipo that ep was designated in this application
REEP Request for entry into the european phase

Ref document number: 2003738164

Country of ref document: EP

WWE Wipo information: entry into national phase

Ref document number: 2003738164

Country of ref document: EP

WWE Wipo information: entry into national phase

Ref document number: 2003576543

Country of ref document: JP

Ref document number: 20038061422

Country of ref document: CN

ENP Entry into the national phase

Ref document number: 2004130479

Country of ref document: RU

Kind code of ref document: A

WWP Wipo information: published in national office

Ref document number: 2003738164

Country of ref document: EP

WWE Wipo information: entry into national phase

Ref document number: 10507847

Country of ref document: US