WO2010004126A2 - Procede de conversion comprenant une hydroconversion d'une charge, un fractionnement puis un desasphaltage de la fraction residu sous vide - Google Patents

Procede de conversion comprenant une hydroconversion d'une charge, un fractionnement puis un desasphaltage de la fraction residu sous vide Download PDF

Info

Publication number
WO2010004126A2
WO2010004126A2 PCT/FR2009/000813 FR2009000813W WO2010004126A2 WO 2010004126 A2 WO2010004126 A2 WO 2010004126A2 FR 2009000813 W FR2009000813 W FR 2009000813W WO 2010004126 A2 WO2010004126 A2 WO 2010004126A2
Authority
WO
WIPO (PCT)
Prior art keywords
weight
effluent
fraction
charge
catalyst
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Ceased
Application number
PCT/FR2009/000813
Other languages
English (en)
Other versions
WO2010004126A3 (fr
Inventor
Eric Lenglet
Patrick Sarrazin
Jean-Claude Plumail
Frédéric Morel
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
IFP Energies Nouvelles IFPEN
Original Assignee
IFP Energies Nouvelles IFPEN
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by IFP Energies Nouvelles IFPEN filed Critical IFP Energies Nouvelles IFPEN
Publication of WO2010004126A2 publication Critical patent/WO2010004126A2/fr
Publication of WO2010004126A3 publication Critical patent/WO2010004126A3/fr
Anticipated expiration legal-status Critical
Ceased legal-status Critical Current

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G47/00—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions
    • C10G47/24—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions with moving solid particles
    • 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
    • C10G21/00—Refining of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by extraction with selective solvents
    • C10G21/003—Solvent de-asphalting
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G47/00—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G47/00—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions
    • C10G47/24—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions with moving solid particles
    • C10G47/28—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions with moving solid particles according to the "moving-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
    • C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
    • C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only
    • C10G67/04—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only including solvent extraction as the refining step in the absence of hydrogen
    • C10G67/0454—Solvent desasphalting
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
    • C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only
    • C10G67/04—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only including solvent extraction as the refining step in the absence of hydrogen
    • C10G67/0454—Solvent desasphalting
    • C10G67/0463—The hydrotreatment being a hydrorefining
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
    • C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only
    • C10G67/04—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only including solvent extraction as the refining step in the absence of hydrogen
    • C10G67/0454—Solvent desasphalting
    • C10G67/049—The hydrotreatment being a hydrocracking

Definitions

  • the process described hereinafter relates to the field of conversion and purification of crude oils. It also relates to the conversion or purification of heavy hydrocarbon fractions and more particularly heavy petroleum fractions such as atmospheric residues, vacuum residues, atmospheric distillates or vacuum distillates.
  • the process can also be applied to other fillers such as coal hydrogen or heavy oils of any origin and in particular from sand or oil shale.
  • a heavy crude oil that is to say having a degree A.P.I. less than 30, or even less than 20.
  • a crude Boscan or Monagas is particularly suitable as a process load.
  • Athabasca and Morichal crudes contain 80% vacuum residues and A.P.I. is generally close to 10.
  • These heavy crudes contain, compared to other crudes, many more impurities such as, for example, metals (nickel, vanadium, silicon, etc.), a high Conradson Carbon, asphaltenes, sulfur and nitrogen.
  • step a hydrofiltration of the feedstock according to the H-OiI or T-Star technology, the fractionation (step b) at atmospheric pressure and then under vacuum of a part of the effluent from the step a, a solvent deasphalting of the vacuum residue obtained (step c), a hydrotreatment (step d) of the mixture consisting of the head cut of the vacuum distillation column and the desaphalated oil fraction obtained at the from step c.
  • FIG. 1 shows an exemplary embodiment of the method and therefore makes it easier to understand it. This figure is referred to in the rest of the description.
  • Hydroconversion stage of the charge step a:
  • step a of the process also called the conversion step
  • charge (1) (crude oil or vacuum residue for example) is preferably cracked in the presence of hydrogen and a hydrocracking catalyst (hydroconversion), preferred way in at least one bubbling bed reactor (2).
  • This step is more preferably carried out using the T-Star technology described, for example, in the article "Heavy OiI Hydroprocessing", published by Aiche, Mar. 19-23, 1995, HOUSTON, Tex., paper number 42 d, or in another variation using the H-OiI technology described, for example, in the article published by NPRA Annual Meeting, Mar. 16-18, 1997, JJ. Colyar and L.I. Wilson, "The H-OiI Process: A Worldwide Leader in Vacuum Residue Hydroprocessing".
  • step a is carried out with addition of fresh catalyst and removal of used catalyst.
  • the presence of asphaltenes reduces the activity of the catalyst in the bubbling bed in terms of hydrodesulfurization, hydrodenitrogenation, Conradson Carbon reduction, aromatics hydrogenation, demetallization and increases the rate of fresh catalyst replacement. . .
  • 500 + charge of the oil consisting of boiling components above 500 ° C and 500 + product is the mass fraction of the product consisting of boiling components above 500 0 C.
  • step a make it possible to achieve a conversion of at least 20% by weight.
  • the conversion of the effluent is at least 25% by weight.
  • this conversion is between 25% and 70%, more preferably between 30% and 50%, and even between 30% and 40%.
  • the operating conditions must be chosen so as to achieve this level of performance. This operates under an absolute pressure ranging from 5 to 35 MPa, preferably from 6 to 25 MPa, more preferably from 8 to 20 MPa.
  • the temperature at which this step is carried out can range from about 350 to about 550 ° C, preferably from about 380 to about 500 ° C. This temperature is usually adjusted according to the desired level of hydroconversion to light products.
  • the hourly space velocity (WH) and the hydrogen partial pressure are important factors that are chosen according to the characteristics of the product to be treated and the desired conversion. Most often the WH may be in a range of from about 0.1 hr "(liter feed per liter of catalyst per hour) to about 10 h" 1, preferably from about 0.2 h "1 to about 5 hr "1.
  • the amount of hydrogen mixed with the feed via line (3) may be from about 50 to about 5000 Nm 3 / m 3 , preferably from about 100 to about 2000 Nm 3 W, more preferably about 200 to about 1000 NmV, expressed in normal cubic meters (Nm 3 ) per cubic meter (m 3 ) of liquid charge.
  • the catalyst of step a is, preferably, a hydroconversion catalyst comprising an amorphous support and at least one metal or metal compound having a hydrogenating function.
  • a catalyst is used whose porous distribution is suitable for the treatment of metal-containing fillers.
  • the hydrogenating function may be provided by at least one Group VIII metal, for example nickel and / or cobalt most often in combination with at least one Group VIB metal, for example molybdenum and / or tungsten.
  • a catalyst having a nickel content of 0.5 to 10% by weight, preferably 1 to 5% by weight (expressed as nickel oxide NiO) and a molybdenum content of 1 to 30% by weight can be used. weight, preferably from 5 to 20% by weight (expressed as molybdenum oxide MoO 3 ).
  • the total content of Group VI and VIII metal oxides can range from about 5 to about 40% by weight, preferably from about 7 to 30% by weight.
  • the weight ratio expressed as metal oxide between metal Group VIII (or metals) on Group VIII metal (or metals) may range from about 1 to about 20, preferably from about 2 to about 10.
  • the support of the catalyst of step a may be chosen from the group formed by alumina, silica, silica-aluminas, magnesia, clays and mixtures of at least two of these minerals.
  • This support may also contain other compounds such as, for example, oxides chosen from the group formed by boron oxide, zirconia, titanium oxide and phosphoric anhydride.
  • the support is based on alumina.
  • the alumina used is usually a beta or gamma alumina.
  • This support in particular in the case of alumina, may be doped with phosphorus and optionally boron and / or silicon.
  • the concentration of phosphoric anhydride P2O5 is generally less than about 20% by weight, preferably less than about 10% by weight and at least 0.001% by weight.
  • the concentration of B2O3 boron trioxide is generally between 0 and about 10% by weight.
  • This catalyst is most often in the form of extruded.
  • the catalyst of step a is based on nickel and molybdenum, doped with phosphorus and supported on alumina
  • the spent catalyst is generally replaced, in part, by fresh catalyst by racking down the reactor and supplying fresh or new catalyst to the top of the reactor.
  • the withdrawal and the supply of catalyst can be carried out at regular time intervals, or almost continuously or continuously.
  • fresh catalyst can be introduced every day.
  • the replacement rate of spent catalyst with fresh catalyst can range from about 0.05 kilograms to about 10 kilograms per cubic meter of charge.
  • the withdrawal and the supply of catalyst are carried out using devices allowing continuous operation of the hydroconversion stage a.
  • step a generally comprises a recirculation pump for maintaining the catalyst in suspension in the bubbling bed, by continuously reinjecting at the bottom of the reactor at least a portion of a liquid withdrawn at the top of the reactor. It is also possible to send the spent catalyst withdrawn from the reactor into a regeneration zone in which the carbon and the sulfur contained therein are eliminated and then to return this regenerated catalyst to the hydroconversion stage a. Fractionation step at atmospheric pressure and then under vacuum of a portion of the effluent from step a (step b)
  • a fraction representing 20% by weight to 40% by weight of the effluent (stream 4) resulting from stage a is conserved and constitutes a first partially refined product (11) easily transportable to an existing refinery.
  • the additional fraction (5) (ie 60 to 80% by weight) constitutes the charge of this fractionation step b.
  • said complementary fraction is initially distilled at atmospheric pressure in at least one distillation column (fractionation) (7) in order to recover for example a cut (also called fraction) gas oil and lighter products at the top.
  • column (8) when the feedstock of the process (thus of step a is a crude oil, as well as an atmospheric residue (9) at the bottom of the column.
  • This atmospheric residue is sent to at least one distillation column ( fractionation) under vacuum in order to obtain at the top a gas-oil fraction under vacuum (stream (15), VGO) and at the bottom of the column a residue under vacuum (stream (14), RSV).
  • the vacuum residue (14) obtained at the end of this step b has an initial boiling point greater than 500 ° C., or even greater than 550 ° C., or even greater than 600 ° C.
  • Step c Step deasphalting
  • step c the charge, constituted by the residue under vacuum RSV obtained at the end of step b, is brought into contact with a solvent in a deasphalting unit (16), so as to obtain an effluent desasphalté (17) (Deasphalted OiI or DAO) having a content of asphaltenes (insoluble in normal-heptane according to standard NF-T-60-115) of less than 3000 ppm by weight, preferably less than 1000 ppm by weight and very preferred less than 500 ppm by weight.
  • NF-T-60-115 an effluent desasphalté
  • the method described in the NF standard mentioned above can no longer be used, and it is recommended to use for example the method described in patent FR 2 854 163.
  • a fluxing agent representing for example 10% to 30% by weight, of preferably 10% to 25% by weight, based on the weight of said effluent.
  • the corresponding mixture (24) may be advantageously mixed with the fraction (11) from step a (section (2) diihydroconversion) to produce a partially refined mixture (12).
  • the fluxing agent used may, for example, be a gas oil cut, for example all or part of the gas oil fraction (8) recovered at the top of the fractionation column (7) in step b. If necessary, this fraction (8) can be previously distilled or stripped in order to eliminate the lightest products (section not shown in Figure 1).
  • the deasphalting solvent used is generally a paraffinic solvent, a gasoline cut, or a paraffin-containing condensate.
  • Step c deasphalting can be performed by any means known to those skilled in the art.
  • Step c is generally carried out in a settling mixer or in an extraction column.
  • the deasphalting step is carried out in an extraction column.
  • a mixture comprising the hydrocarbon feedstock (14) and a first solvent fraction (not shown), the volume ratio between the solvent fraction and the feedstock, is introduced into the extraction column.
  • hydrocarbons being called the rate of solvent injected with the charge.
  • This step is intended to mix well the load with the solvent entering the extraction column.
  • a second fraction of solvent the volume ratio between the second fraction of solvent and the hydrocarbon feed being referred to as the level of solvent injected at the bottom of the extractor.
  • the volume of the hydrocarbon feedstock considered in the settling zone is generally that introduced into the extraction column.
  • the sum of the two volume ratios between each of the solvent fractions and the hydrocarbon feed is referred to as the overall solvent level.
  • the decantation of the asphalt consists of the countercurrent washing of the asphalt emulsion in the solvent + oil mixture with pure solvent. It is favored by an increase in the solvent ratio (it is actually a matter of replacing the solvent + oil environment by a pure solvent environment) and a decrease in temperature.
  • the overall solvent level is preferably greater than 4/1, more preferably greater than 5/1.
  • This overall solvent content is decomposed into a level of solvent injected with the filler, preferably between 1/1 and 1.5 / 5 and a solvent level injected at the bottom of the extractor, preferably greater than 3/1 more preferably greater than 4/1.
  • a temperature gradient is established between the head and the bottom of the column to create an internal reflux, which improves the separation between the oily medium and the resins.
  • the solvent + oil mixture heated at the top of the extractor makes it possible to precipitate a fraction comprising resins which descend into the extractor.
  • the ascending countercurrent of the mixture makes it possible to dissolve at a lower temperature the fractions comprising the resins which are the lightest.
  • the temperature at the extractor head is preferably between 160 ° C. and 200 ° C., or even between 175 ° C. and 195 ° C.
  • the temperature at the bottom of the extractor is, for its part, preferably between 120 ° C. and 180 ° C., or even between 135 ° C. and 165 ° C.
  • the pressure inside the extractor is generally adjusted so that all the products remain in the liquid state. This pressure is preferably between 3 MPa and 6MPa, or even between 4 and 5 MPa.
  • the feedstock of the hydrotreatment section (20) used in this stage consists of mixing (18) the deasphalted oil (stream (17), DAO) obtained in step c with the gas fraction.
  • HDN denitrogenation
  • HDS desulfurization
  • HDM demetallation
  • the purification by HDN, HDS and possibly HDM can be carried out in fixed bed in a separate reactor located upstream of the hydrocracking reactor (s).
  • U is also It is possible to have one or more catalyst beds promoting the reaction of HDN, HDS and HDM inside the hydrocracking reactor and upstream of the M-HCK catalyst.
  • Catalysts promoting reactions of HDN, HDS and HDM are known to those skilled in the art. Mention may be made, for example, of those marketed by the company AXENS: HR448, HR548 for example or those cited in US Pat. No. 4,885,080.
  • the hydrocracking catalysts generally comprise at least one acid function and at least one hydrogenating function.
  • Hydrocracking catalysts are for example marketed by AXENS under the references: HRK 558, HTK758, HDK 776 and HR 448.
  • This mild hydrocracking can be operated in fixed bed or bubbling bed and by means of one or more reactors arranged in series or in parallel.
  • there is then upstream of the M-HCK reactor at least one HDN / HDS reactor, or even an HDN / HDS reactor upstream of each M-HCK reactor.
  • the HDS / HDN reactors can also be arranged according to one of the modes described for example in the patent application EP 1 343 857A.
  • the operating conditions generally used in this step are, for example, indicated in US Patents 5,198,100; No. 4,810,361 or US Pat. No. 5,225,383 with regard to the hydrotreatment reactions (HDS, HDN, HDM).
  • the operating temperature is generally between 32 ° C. and 450 ° C., preferably between 360 ° C. and 440 ° C.
  • the pressure is generally between 4 and 25 MPa, preferably between 4 and 8 MPa.
  • the liquid space velocity (WH) is generally between 0.1 and 6 liters per liter of catalyst per hour.
  • the process according to the invention is a process for converting a feedstock comprising at least one step for hydrotreatment of the feedstock, a step b for fractionating the effluent resulting from step a, a step c of deasphalting the residue obtained. in step b and a step d of hydrotreating of the mixture consisting of the head cut of the vacuum distillation column and the desaphalene oil fraction obtained at the end of step c.
  • the feedstock of the process according to the invention is selected from the group consisting of: crude oils, atmospheric residues, vacuum residues, atmospheric distillates or vacuum distillates, coal hydrogenates, and heavy oils from sands or oil shale.
  • step a the feed is cracked in the presence of hydrogen and a hydrocracking catalyst.
  • step a is carried out in at least one bubbling bed reactor.
  • a fraction representing 20% by weight to 40% by weight of the effluent resulting from stage a is conserved and constitutes a first partially refined product easily transportable, and in which the complementary fraction, 60 to 80% by weight constitutes the charge of fractionation stage b.
  • the operating conditions of stage a are the following: pressure of between 5 and 35 MPa, temperature between 350 ° C. and 550 ° C., WH between 0.1 h -1 and 10 h -1 , amount of hydrogen mixed with the charge of between 50 and 5000 Nm 3 / m 3 .
  • step d dlrydrotraitement are: temperature between 320 ° C and 45O 0 C, pressure between 4 and 25 MPa, liquid space velocity is generally between 0.1 and 6 liters per liter of catalyst and per hour, amount of hydrogen supplied between 100 and 2000 Nm3 per m3 of feedstock.
  • step b comprises an atmospheric distillation and a vacuum distillation, and in which the feedstock of the hydrotreating section used in step d consists of the mixture of the deasphalted oil. obtained in step c with the gas oil fraction obtained at the top of said vacuum distillation column.
  • the effluent of the deasphalting step comprising ⁇ most asphaltenes a fluxing agent representing 10% to 30% by weight relative to the weight of said effluent, more preferably said fluxant is a gas cut -Oil.
  • the hydrotreatment step d is a denitrogenation and desulfurization step associated with a mild hydrocracking.

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)
  • Working-Up Tar And Pitch (AREA)

Abstract

L'invention concerne un procédé de conversion d'une charge comprenant au moins une étape a d'hydroconversion de la charge, une étape b de fractionnement de l'effluent issu de l'étape a, une étape c de desasphaltage du résidu obtenu à l'étape b, et une étape d d'hydrotraitement du mélange constitué par la coupe de tète de la colonne de distillation sous vide et la fraction d'huile desaphaltée obtenue à l'issue de l'étape c.

Description

PROCEDE DE CONVERSION COMPRENANT UNE HYDROCONVERSION D'UNE CHARGE, UN FRACTIONNEMENT PUIS UN DESASPHALTAGE DE LA FRACTION RESIDU SOUS VIDE
DOMAINE DE L'INVENTION:
Le procédé décrit ci-après concerne le domaine de la conversion et de la purification de pétroles brut. Elle concerne également la conversion ou la purification de fractions lourdes d'hydrocarbures et plus particulièrement de coupes pétrolières lourdes telles que des résidus atmosphériques, des résidus sous vide, des distillats atmosphériques ou des distillats sous vide.
Le procédé peut également être appliqué à d'autres charges telles que des hydrogénâts de charbon ou des huiles lourdes de toute origine et en particulier issues de sable ou de schistes bitumineux.
Tout type de pétrole brut peut également être utilisé comme charge. Un pétrole brut lourd, c'est-à-dire présentant un degré A.P.I. inférieure à 30, voire inférieur à 20. Par exemple, un brut de Boscan ou de Monagas convient particulièrement comme charge du procédé. Les bruts Athabasca et Morichal comportent 80% de résidus sous vide et leur degré A.P.I. est généralement voisin de 10. Ces bruts lourds contiennent, par rapport aux autres bruts, beaucoup plus d'impuretés telles que, par exemple, des métaux (nickel, vanadium, silicium, etc.), un Carbone Conradson élevé, des asphaltènes, du soufre et de l'azote.
Le procédé détaillé ci-après comprend une étape (étape a dTiydroconversion de la charge selon la technologie H-OiI ou T-Star, le fractionnement (étape b) à pression atmosphérique puis sous vide d'une partie de l'effluent issu de l'étape a, un desasphaltage au solvant du résidu sous vide obtenu (étape c), un hydrotraitement (étape d) du mélange constitué par la coupe de tète de la colonne de distillation sous vide et la fraction d'huile desaphaltée obtenue à l'issue de l'étape c.
DESCRIPTION DETAILLEE DE L'INVENTION:
La figure 1 présente un exemple de schéma de réalisation du procédé et permet donc de mieux la comprendre. Il est fait référence à cette figure dans la suite de la description. Étape d'hydroconversion de la charge (étape a) :
Lors de l'étape a du procédé, également appelée étape de conversion, on craque de préférence la charge (1) (pétrole brut ou résidu sous vide par exemple) en présence d'hydrogène et d'un catalyseur dliydrocraquage (hydroconversion), de manière préférée dans au moins un réacteur à lit bouillonnant (2). Cette étape est réalisée de manière plus préférée au moyen de la technologie T-Star décrite, par exemple, dans l'article "Heavy OiI Hydroprocessing", publiés par l'Aiche, Mar. 19-23, 1995, HOUSTON, Tex., paper number 42 d, ou selon une autre variante au moyen la technologie H-OiI décrite par exemple, dans l'article publié par NPRA Annual Meeting, Mar. 16-18, 1997, JJ. Colyar and L.I. Wilson, "The H-OiI Process: A Worldwide Leader In Vacuum Residue Hydroprocessing".
L'intérêt de réaliser de préférence une telle hydroconversion dans au moins un réacteur à lit bouillonnant, par rapport à un réacteur à lit fixe, est de pouvoir atteindre des niveaux de conversion beaucoup plus élevés grâce à des températures réactionnelles plus importantes. Toutefois, dans le cas présent on réalise de préférence une hydroconversion modérée afin de limiter la conversion et d'obtenir un effiuent raffiné aisément transportable.
Selon un mode préférentiel, l'étape a est conduite avec ajout de catalyseur frais et retrait de catalyseur usé. La présence d'asphaltènes réduit l'activité du catalyseur dans le lit bouillonnant en termes d'hydrodésulfuration, d'hydrodéazotation, de réduction du Carbone Conradson, d'hydrogénation des aromatiques, de démétallisation et entraîne une augmentation du taux de remplacement de catalyseur frais. .
La conversion en produits plus légers de l'huile est définie par la formule suivante:
100* (50O+ cΛ arge - 50O+ /WOAIÏY) , . „ CAΛ , , t , . t. - — — , dans laquelle 500+charge représente la fraction massique
500+charge de l'huile constituée des composants bouillants au-dessus de 500°C et 500+produit est la fraction massique du produit constituée des composants bouillants au-dessus de 5000C.
Les conditions de l'étape a permettent d'atteindre une conversion d'au moins 20 % en poids. De préférence, la conversion de l'effluent est d'au moins 25 % en poids. De préférence cette conversion est comprise entre 25 % et 70%, de manière plus préférée entre 30% et 50%, voire entre 30 et 40%. Les conditions opératoires doivent être choisies de manière à réaliser ce niveau de performance. On opère ainsi sous une pression absolue pouvant aller de 5 à 35 MPa, de préférence de 6 à 25 MPa, de manière plus préférée de 8 à 20 MPa. La température à laquelle on opère lors de cette étape peut aller d'environ 350 à environ 550°C, de préférence d'environ 380 à environ 500°C. Cette température est habituellement ajustée en fonction du niveau souhaité d'hydroconversion en produits légers.
La vitesse spatiale horaire (WH) et la pression partielle d'hydrogène sont des facteurs importants que l'on choisit en fonction des caractéristiques du produit à traiter et de la conversion souhaitée. Le plus souvent la WH peut se situer dans une gamme allant d'environ 0,1 h" (litre de charge par litre de catalyseur et par heure) à environ 10 h"1, de préférence d'environ 0,2 h"1 à environ 5 h"1.
La quantité d'hydrogène mélangé à la charge via la ligne (3) peut être d'environ 50 à environ 5000 Nm3 /m3, de préférence d'environ 100 à environ 2000 Nm3W, de manière plus préférée d'environ 200 à environ 1000 NmV, exprimé en normaux mètres cube (Nm3) par mètre cube (m3) de charge liquide.
Le catalyseur de l'étape a est, de préférence, un catalyseur d'hydroconversion comprenant un support amorphe et au moins un métal ou composé de métal ayant une fonction hydrogénante. En général, on utilise un catalyseur dont la répartition poreuse est adaptée au traitement des charges contenant des métaux.
La fonction hydrogénante peut être assurée par au moins un métal du groupe VIII, par exemple du nickel et/ou du cobalt le plus souvent en association avec au moins un métal du groupe VIB, par exemple du molybdène et/ou du tungstène. On peut par exemple utiliser un catalyseur ayant une teneur en nickel de 0,5 à 10 % en poids, de préférence de 1 à 5 % en poids (exprimé en oxyde de nickel NiO) et une teneur en molybdène de 1 à 30 % en poids, de préférence de 5 à 20 % en poids (exprimé en oxyde de molybdène MoO3). La teneur totale en oxydes de métaux des groupes VI et VIII peut aller d'environ 5 à environ 40 % en poids, de préférence d'environ 7 à 30 % en poids. Dans le cas d'un catalyseur comprenant des métaux du groupe VI et du groupe VIII, le rapport pondéral exprimé en oxyde métallique entre métal (ou métaux) du groupe VI sur métal (ou métaux) du groupe VIII peut aller d'environ 1 à environ 20, de préférence d'environ 2 à environ 10.
Le support du catalyseur de l'étape a peut être choisi dans le groupe formé par l'alumine, la silice, les silice-alumines, la magnésie, les argiles et les mélanges d'au moins deux de ces minéraux. Ce support peut également renfermer d'autres composés tels que, par exemple, des oxydes choisis dans le groupe formé par l'oxyde de bore, la zircone, l'oxyde de titane, l'anhydride phosphorique. De préférence, le support est à base d'alumine. L'alumine utilisée est habituellement une alumine bêta ou gamma. Ce support, en particulier dans le cas de l'alumine, peut être dopé avec du phosphore et éventuellement du bore et/ou du silicium. Dans ce cas, la concentration en anhydride phosphorique P2O5 est généralement inférieure à environ 20 % en poids, de préférence inférieure à environ 10 % en poids et d'au moins 0,001 % en poids. La concentration en trioxyde de bore B2O3 est généralement comprise entre 0 et environ 10 % en poids. Ce catalyseur est le plus souvent sous forme d'extrudé. De préférence, le catalyseur de l'étape a est à base de nickel et de molybdène, dopé avec du phosphore et supporté sur de l'alumine
Le catalyseur usagé est généralement remplacé, en partie, par du catalyseur frais grâce à un soutirage en bas du réacteur et à une alimentation en haut du réacteur en catalyseur frais ou neuf. Le soutirage et l'alimentation en catalyseur peuvent être effectués à intervalles de temps réguliers, ou de manière quasi continue ou continue. On peut par exemple introduire du catalyseur frais tous les jours. Le taux de remplacement du catalyseur usé par du catalyseur frais peut aller d'environ 0,05 kilogramme à environ 10 kilogrammes par mètre cube de charge. Le soutirage et l'alimentation en catalyseur sont effectués à l'aide de dispositifs permettant un fonctionnement continu de l'étape a d'hydroconversion.
Le dispositif dans lequel est mise en œuvre l'étape a comporte généralement une pompe de recirculation permettant le maintien en suspension du catalyseur dans le lit bouillonnant, en réinjectant en continu en bas du réacteur au moins une partie d'un liquide soutiré en tête du réacteur. Il est également possible d'envoyer le catalyseur usé soutiré du réacteur dans une zone de régénération dans laquelle on élimine le carbone et le soufre qu'il renferme puis de renvoyer ce catalyseur régénéré dans l'étape a d'hydroconversion. Étape de fractionnement à pression atmosphérique puis sous vide d'une partie de l'effluent issu de l'étape a (étape b)
Une fraction représentant 20% poids à 40%poids de l'effluent (flux 4) issu de l'étape a est conservée et constitue un premier produit partiellement raffiné (11) aisément transportable vers une raffinerie existante. La fraction complémentaire (5) (soit 60 à 80% poids) constitue la charge de cette étape b de fractionnement.
Dans cette étape ladite fraction complémentaire est dans un premier temps distillée à pression atmosphérique dans au moins une colonne de distillation (fractionnement) (7) afin de récupérer par exemple une coupe (également appelée fraction) gas-oil et des produits plus légers en tête de colonne (8), lorsque la charge du procédé (donc de l'étape a est un pétrole brut, ainsi qu'un résidu atmosphérique (9) en fond de colonne. Ce résidu atmosphérique est envoyé vers au moins une colonne de distillation (fractionnement) sous vide afin d'obtenir en tête une fraction gas-oil sous vide (flux (15), VGO) et en fond de colonne un résidu sous vide (flux (14), RSV).
Il est possible d'ajouter de la vapeur à la charge des colonnes de distillations atmosphérique (flux 6) et/ou sous vide (flux 10), afin de faciliter le fractionnement. Il est également possible de réaliser cette ajout directement dans chacune de ces colonnes.
De préférence, le résidu sous vide (14) obtenu à l'issue de cette étape b présente un point initial d'ébullition supérieur à 5000C, voire supérieur à 550°C, voire même supérieur à 600°C.
Étape de desasphaltage (étape c):
Lors de l'étape c, la charge, constituée par le résidu sous vide RSV obtenu à l'issue de l'étape b, est mise en contact avec un solvant dans une unité de desasphaltage (16), de manière à obtenir un effluent desasphalté (17) (Deasphalted OiI ou DAO) présentant une teneur en asphaltènes (insolubles dans le normal-heptane selon la norme NF-T-60-115) inférieure à 3000 ppm poids, de préférence inférieure à 1000 ppm poids et de manière très préférée inférieure à 500 ppm poids. En dessous de cette teneur, la méthode décrite dans la norme NF mentionnée ci avant ne peut plus être utilisée, et il est recommandé d'utiliser par exemple la méthode décrite dans le brevet FR 2 854 163. II est préféré d'ajouter à l'effluent (effluent 22) de l'unité de desasphaltage (unité 16), qui comprend l'essentiel des asphaltènes, un fluxant (flux 23) représentant par exemple 10% à 30% poids, de préférence 10% à 25% poids, par rapport au poids dudit effluent. Le mélange correspondant (24) peut être avantageusement mélangé avec la fraction (11) issue de l'étape a (section (2) diiydroconversion) pour produire un mélange partiellement raffiné (12). Le fluxant utilisé peut par exemple être une coupe gas-oil, par exemple tout ou partie de la fraction gas-oil (8) récupérée en tête de la colonne de fractionnement (7) à l'étape b. Si nécessaire, cette fraction (8) peut être préalablement distillée ou strippée afin d'éliminer les produits les plus légers (section non représentée sur la figure 1).
Le solvant de desasphaltage utilisé est généralement un solvant paraffinique, une coupe essence, ou un condensât contenant des paraffines.
L'étape c de desasphaltage peut être réalisée par tout moyen connu de l'homme du métier. L'étape c est généralement réalisée dans un mélangeur décanteur ou dans une colonne d'extraction. De préférence, l'étape de desasphaltage est réalisée dans une colonne d'extraction.
Selon un mode de réalisation préféré, on introduit dans la colonne d'extraction un mélange comprenant la charge d'hydrocarbures (14) et une première fraction de solvant (non représentée), le rapport volumique entre la fraction de solvant et la charge d'hydrocarbures étant appelé taux de solvant injecté avec la charge. Cette étape a pour objet de bien mélanger la charge avec le solvant entrant dans la colonne d'extraction. Dans la zone de décantation en fond d'extracteur, on peut introduire une seconde fraction de solvant, le rapport volumique entre la seconde fraction de solvant et la charge d'hydrocarbures étant appelé taux de solvant injecté en fond d'extracteur. Le volume de la charge d'hydrocarbures considérée dans la zone de décantation est généralement celui introduit dans la colonne d'extraction. La somme des deux rapports volumiques entre chacune des fractions de solvant et la charge d'hydrocarbures est appelée taux de solvant global. La décantation de l'asphalte consiste au lavage à contre- courant de l'émulsion d'asphalte dans le mélange solvant + huile par du solvant pur. Elle est favorisée par une augmentation du taux de solvant (il s'agit en fait de remplacer l'environnement solvant +huile par un environnement de solvant pur) et une diminution de la température.
Le taux de solvant global est, de préférence, supérieur à 4/1, de manière plus préférée supérieur à 5/1. Ce taux de solvant global se décompose en un taux de solvant injecté avec la charge, de préférence compris entre 1/1 et 1,5/5 et, un taux de solvant injecté en fond d'extracteur, de préférence supérieur à 3/1 , de manière plus préférée supérieur à 4/1.
Par ailleurs, selon un mode préféré, on établit un gradient de température entre la tête et le fond de la colonne permettant de créer un reflux interne, ce qui permet d'améliorer la séparation entre le milieu huileux et les résines. En effet, le mélange solvant + huile chauffé en tête d'extracteur permet de précipiter une fraction comprenant des résines qui descendent dans l'extracteur. Le contre-courant ascendant du mélange permet de dissoudre à une température plus basse les fractions comprenant les résines qui sont les plus légères.
La température en tête d'extracteur est, de préférence comprise entre 160°C et 200°C, voire entre 1750C et 195°C. La température en fond d'extracteur est, quant à elle, de préférence comprise entre 120°C et 180°C, voire entre 135°C et 1650C.
La pression régnant à l'intérieur de l'extracteur est généralement ajustée de manière à ce que tous les produits demeurent à l'état liquide. Cette pression est, de préférence comprise entre 3 MPa et 6MPa, voire entre 4 et 5 MPa.
Étape d'hydrotraitement (étape d)
De préférence, la charge de la section d'hydrotraitement (20) utilisée dans cette étape est constituée par le mélange (18) de l'huile desasphaltée (flux (17), DAO) obtenue à l'étape c avec la fraction gas-oil VGO (flux 15) obtenue en tête de la colonne de distillation sous vide utilisé à l'étape b.
Il s'agit d'une étape de déazotation (HDN), de désulfuration (HDS) et éventuellement de démétallation (HDM), associée à un hydrocraquage doux. (M-HCK).
La purification par HDN, HDS et éventuellement HDM peut être réalisée en lit fixe dans un réacteur séparé situé en amont du ou des réacteurs d'hydrocraquage doux. U est également possible de disposer un ou plusieurs lits de catalyseurs favorisant les réaction d'HDN, HDS et HDM à l'intérieur du réacteur diiydrocraquage et en amont du catalyseur de M-HCK.
Les catalyseurs favorisant les réactions d'HDN, HDS et HDM sont connus de l'homme du métier. On peut par exemple citer ceux commercialisés par la société AXENS: HR448, HR548 par exemple ou encore ceux cités dans le brevet US 4,885,080.
Les catalyseurs d'hydrocraquage comprennent généralement au moins une fonction acide et au moins une fonction hydrogénante. Des catalyseurs d'hydrocraquage sont par exemple commercialisés par la société AXENS sous les références: HRK 558, HTK758 , HDK 776 et HR 448.
Cet hydrocraquage doux peut être opéré en lit fixe ou en lit bouillonnant et au moyen d'un seul ou de plusieurs réacteurs disposés en série ou en parallèle. De préférence, on utilise des réacteurs à lit fixe disposés en parallèle et fonctionnant éventuellement en alternance (réacteurs "swing"), au moins un réacteur fonctionnant en mode hydrocraquage doux pendant que au moins un autre fonctionne en mode régénération ou remplacement du catalyseur. Selon une variante très préférée, on dispose alors en amont des réacteur de M-HCK au moins un réacteur d'HDN/HDS, voire un réacteur d'HDN/HDS en amont de chaque réacteur de M- HCK. Les réacteurs d'HDS/HDN peuvent également être disposés selon l'un des modes décrit par exemple dans la demande de brevet EP 1 343 857A.
Les conditions opératoires généralement utilisées dans cette étape sont par exemple indiquées dans les brevets US 5,198,100; US 4,810,361 ou US 5,225,383 pour ce qui concerne les réactions d'hydrotraitement (HDS, HDN ,HDM), Pour ce qui concerne la réaction d'hydrocraquage, la température opératoire est généralement comprise entre 32O0C et 450°C, de préférence entre 360°C et 4400C. La pression est généralement comprise entre 4 et 25 MPA, de préférence entre 4 et 8 MPa. La vitesse spatiale du liquide (WH) est généralement comprise entre 0,1 et 6 litres par litre de catalyseur et par heure. Toutes ces réactions (HDN5HDS5HCK) sont opérées en présence d'hydrogène (flux 19) et la quantité d'hydrogène apporté est généralement comprise entre 100 et 2000 Nm3 par m3 de charge. Dans cette étape, la conversion de la charge de la section d'hydrotraitement est généralement comprise entre 20 % et 40%. L'effluent (21) de cette étape d constitue une deuxième fraction partiellement raffinée et au moins partiellement purifiée par hydrodésulfuration et hydrodéazotation.
En résumé:
Le procédé selon l'invention est un procédé de conversion d'une charge comprenant au moins une étape a dTiydroconversion de la charge, une étape b de fractionnement de l'effluent issu de l'étape a, une étape c de desasphaltage du résidu obtenu à l'étape b et une étape d dliydrotraitement du mélange constitué par la coupe de tète de la colonne de distillation sous vide et la fraction d'huile desaphaltée obtenue à l'issue de l'étape c.
De préférence, la charge du procédé selon l'invention est sélectionnée dans le groupe constitué par: les pétroles bruts, les résidus atmosphériques, les résidus sous vide, les distillats atmosphériques ou les distillats sous vide, les hydrogénâts de charbon, et les huiles lourdes issues de sables ou de schistes bitumineux.
Selon une variante du procédé selon l'invention, à l'étape a la charge est craquée en présence d'hydrogène et d'un catalyseur dirydrocraquage. De préférence, l'étape a est réalisée dans au moins un réacteur à lit bouillonnant.
Selon une variante préférée du procédé selon l'invention, une fraction représentant 20% poids à 40%poids de l'effluent issu de l'étape a est conservée et constitue un premier produit partiellement raffiné aisément transportable, et dans lequel la fraction complémentaire, soit 60 à 80% poids, constitue la charge de l'étape b de fractionnement.
De préférence, les conditions opératoires de l'étape a sont les suivantes: pression comprise entre 5 et 35 MPa, température comprise entre 3500C et 5500C, WH comprise entre 0,1 h'1 et 10 h"1, quantité d'hydrogène mélangé à la charge comprise entre 50 et 5000 Nm3 /m3 .
De préférence, les conditions opératoires de l'étape d dlrydrotraitement sont les suivantes: température comprise entre 320°C et 45O0C, pression comprise entre 4 et 25 MPA, vitesse spatiale du liquide généralement comprise entre 0,1 et 6 litres par litre de catalyseur et par heure, quantité d'hydrogène apporté comprise entre 100 et 2000 Nm3 par m3 de charge. Selon une variante préférée du procédé selon l'invention, l'étape b comprend une distillation atmosphérique et une distillation sous vide, et dans lequel la charge de la section dirydrotraitement utilisée à l'étape d est constituée par le mélange de l'huile desasphaltée obtenue à l'étape c avec la fraction gas-oil obtenue en tête de ladite colonne de distillation sous vide.
Selon une variante très préférée on ajoute à l'effluent de l'étape de desasphaltage comprenant Λ l'essentiel des asphaltènes un fluxant représentant 10% à 30% poids par rapport au poids dudit effluent, de manière plus préférée ledit fluxant est une coupe gas-oil.
De préférence, l'étape d d'hydrotraitement est une étape de déazotation et de désulfuration associée à un hydrocraquage doux.

Claims

REVENDICATIONS
1. Procédé de conversion d'une charge comprenant au moins une étape a dliydroconversion de la charge, une étape b de fractionnement de l'effluent issu de l'étape a, une étape c de desasphaltage du résidu obtenu à l'étape b et une étape d dliydrotraitement du mélange constitué par la coupe de tète de la colonne de distillation sous vide et la fraction d'huile desaphaltée obtenue à l'issue de l'étape c.
2. Procédé selon la revendication 1, dans lequel la charge est sélectionnée dans le groupe constitué par: les pétroles bruts, les résidus atmosphériques, les résidus sous vide, les distillats atmosphériques ou les distillats sous vide, les hydrogénâts de charbon, et les huiles lourdes issues de sables ou de schistes bitumineux.
3. Procédé selon l'une des revendications 1 ou 2, dans lequel à l'étape a la charge est craquée en présence d'hydrogène et d'un catalyseur dTiydrocraquage.
4. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel l'étape a est réalisée dans au moins un réacteur à lit bouillonnant.
5. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel une fraction représentant 20 %poids à 40 %poids de l'effluent issu de l'étape a est conservée et constitue un premier produit partiellement raffiné aisément transportable, et dans lequel la fraction complémentaire, soit 60 à 80% poids, constitue la charge de l'étape b de fractionnement.
6. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel les conditions opératoires de l'étape a d'hydroconversion sont les suivantes: pression comprise entre 5 et 35 MPa, température comprise entre 3500C et 550°C, WH comprise entre 0,1 h"1 et 10 h"1, quantité d'hydrogène mélangé à la charge comprise entre 50 et 5000 NmVm3
7. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel les conditions opératoires de l'étape d d'hydrotraitement sont les suivantes: température comprise entre 3200C et 45O0C, pression comprise entre 4 et 25 MPA, vitesse spatiale du liquide généralement comprise entre 0,1 et 6 litres par litre de catalyseur et par heure, quantité d'hydrogène apporté comprise entre 100 et 2000 Nm3 par m3 de charge.
8. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel l'étape b comprend une distillation atmosphérique et une distillation sous vide, et dans lequel la charge de la section d'hydrotraitement utilisée à l'étape d est constituée par le mélange de l'huile desasphaltée obtenue à l'étape c avec la fraction gas-oil obtenue en tête de ladite colonne de distillation sous vide.
9. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel on ajoute à l'effluent de l'étape de desasphaltage comprenant l'essentiel des asphaltènes un fluxant représentant 10% à 30% poids par rapport au poids dudit effluent.
10. Procédé selon la revendication 9, dans lequel ledit fluxant utilisé est une coupe gas-oil.
11. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel l'étape d d'hydrotraitement est une étape de déazotation et de désulfuration associée à un hydrocraquage doux.
PCT/FR2009/000813 2008-07-10 2009-07-01 Procede de conversion comprenant une hydroconversion d'une charge, un fractionnement puis un desasphaltage de la fraction residu sous vide Ceased WO2010004126A2 (fr)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
FR0803944A FR2933709B1 (fr) 2008-07-10 2008-07-10 Procede de conversion comprenant une hydroconversion d'une charge, un fractionnement, puis un desasphatage de la fraction residu sous vide
FR08/03944 2008-07-10

Publications (2)

Publication Number Publication Date
WO2010004126A2 true WO2010004126A2 (fr) 2010-01-14
WO2010004126A3 WO2010004126A3 (fr) 2010-05-14

Family

ID=40347941

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
PCT/FR2009/000813 Ceased WO2010004126A2 (fr) 2008-07-10 2009-07-01 Procede de conversion comprenant une hydroconversion d'une charge, un fractionnement puis un desasphaltage de la fraction residu sous vide

Country Status (2)

Country Link
FR (1) FR2933709B1 (fr)
WO (1) WO2010004126A2 (fr)

Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR3036703A1 (fr) * 2015-06-01 2016-12-02 Ifp Energies Now Procede de conversion de charges comprenant une etape d'hydrocraquage, une etape de precipitation et une etape de separation des sediments pour la production de fiouls
JP2018521162A (ja) * 2015-06-01 2018-08-02 イエフペ エネルジ ヌヴェルＩｆｐ Ｅｎｅｒｇｉｅｓ Ｎｏｕｖｅｌｌｅｓ 燃料油を製造するための、水素化処理工程と、水素化分解工程と、沈殿工程と、沈殿物分離工程とを含む供給原料の転化方法
US10494578B2 (en) 2017-08-29 2019-12-03 Saudi Arabian Oil Company Integrated residuum hydrocracking and hydrofinishing
US10836967B2 (en) 2017-06-15 2020-11-17 Saudi Arabian Oil Company Converting carbon-rich hydrocarbons to carbon-poor hydrocarbons

Families Citing this family (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR2999597B1 (fr) * 2012-12-18 2015-11-13 IFP Energies Nouvelles Procede de desasphaltage selectif de charges lourdes

Family Cites Families (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3888761A (en) * 1970-11-12 1975-06-10 Cities Service Res & Dev Co H-oil process
US4592827A (en) * 1983-01-28 1986-06-03 Intevep, S.A. Hydroconversion of heavy crudes with high metal and asphaltene content in the presence of soluble metallic compounds and water
KR101354740B1 (ko) * 2004-04-28 2014-01-22 헤드워터스 헤비 오일, 엘엘씨 에뷸레이트 베드 하이드로프로세싱 방법 및 시스템 및기존의 에뷸레이트 베드 시스템을 개량하는 방법
US7279090B2 (en) * 2004-12-06 2007-10-09 Institut Francais Du Pe'trole Integrated SDA and ebullated-bed process
ITMI20061512A1 (it) * 2006-07-31 2008-02-01 Eni Spa Procedimento per la conversione totale di cariche pesanti a distillati

Cited By (9)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR3036703A1 (fr) * 2015-06-01 2016-12-02 Ifp Energies Now Procede de conversion de charges comprenant une etape d'hydrocraquage, une etape de precipitation et une etape de separation des sediments pour la production de fiouls
WO2016192892A1 (fr) * 2015-06-01 2016-12-08 IFP Energies Nouvelles Procede de conversion de charges comprenant une etape d'hydrocraquage, une etape de precipitation et une etape de separation des sediments pour la production de fiouls
JP2018520228A (ja) * 2015-06-01 2018-07-26 イエフペ エネルジ ヌヴェルＩｆｐ Ｅｎｅｒｇｉｅｓ Ｎｏｕｖｅｌｌｅｓ 燃料油を製造するための、水素化分解工程と、沈殿工程と、沈殿物分離工程とを含む供給原料の転化方法
JP2018521162A (ja) * 2015-06-01 2018-08-02 イエフペ エネルジ ヌヴェルＩｆｐ Ｅｎｅｒｇｉｅｓ Ｎｏｕｖｅｌｌｅｓ 燃料油を製造するための、水素化処理工程と、水素化分解工程と、沈殿工程と、沈殿物分離工程とを含む供給原料の転化方法
US11702603B2 (en) 2015-06-01 2023-07-18 IFP Energies Nouvelles Method for converting feedstocks comprising a hydrocracking step, a precipitation step and a sediment separation step, in order to produce fuel oils
US10836967B2 (en) 2017-06-15 2020-11-17 Saudi Arabian Oil Company Converting carbon-rich hydrocarbons to carbon-poor hydrocarbons
US10494578B2 (en) 2017-08-29 2019-12-03 Saudi Arabian Oil Company Integrated residuum hydrocracking and hydrofinishing
US10723963B2 (en) 2017-08-29 2020-07-28 Saudi Arabian Oil Company Integrated residuum hydrocracking and hydrofinishing
US11118122B2 (en) 2017-08-29 2021-09-14 Saudi Arabian Oil Company Integrated residuum hydrocracking and hydrofinishing

Also Published As

Publication number Publication date
FR2933709B1 (fr) 2011-07-22
FR2933709A1 (fr) 2010-01-15
WO2010004126A3 (fr) 2010-05-14

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EP3303523B1 (fr) Procede de conversion de charges comprenant une etape d'hydrotraitement, une etape d'hydrocraquage, une etape de precipitation et une etape de separation des sediments pour la production de fiouls
KR102378453B1 (ko) 치환 가능한 수소첨가탈금속화 가드층, 고정층 수소첨가처리 단계 및 치환 가능한 반응기에서의 수소첨가분해 단계를 포함하는 전환 방법
EP3255123B1 (fr) Procédé de conversion comprenant au moins une étape d'hydrotraitement en lit fixe et une étape d'hydrocraquage en réacteurs by passables
EP2788458B1 (fr) Procede d'hydroconversion de charges petrolieres en lits fixes pour la production de fiouls a basse teneur en soufre
EP3415588B1 (fr) Procede integre d'hydrocraquage deux etapes et d'un procede d'hydrotraitement
EP1505142B1 (fr) Procédé de valorisation de charges lourdes par désasphaltage et hydrocraquage en lit bouillonnant
FR3036703A1 (fr) Procede de conversion de charges comprenant une etape d'hydrocraquage, une etape de precipitation et une etape de separation des sediments pour la production de fiouls
FR2940313A1 (fr) Procede d'hydrocraquage incluant des reacteurs permutables avec des charges contenant 200ppm poids-2%poids d'asphaltenes
FR3027913A1 (fr) Procede de conversion de charges petrolieres comprenant une etape de viscoreduction, une etape de maturation et une etape de separation des sediments pour la production de fiouls a basse teneur en sediments
CA2915286C (fr) Procede de conversion profonde de residus maximisant le rendement en gazole
FR3014111A1 (fr) Procede de raffinage d'une charge hydrocarbonee lourde mettant en œuvre un desasphaltage selectif en cascade
CA2915282C (fr) Procede de conversion profonde de residus maximisant le rendement en essence
FR2885134A1 (fr) Procede de prerafinage de petrole brut avec hydroconversion moderee en plusieurs etapes de l'asphalte vierge en presence de diluant
WO2010004126A2 (fr) Procede de conversion comprenant une hydroconversion d'une charge, un fractionnement puis un desasphaltage de la fraction residu sous vide
CA2607440A1 (fr) Procede de pre-raffinage de petrole brut pour la production d'au moins deux petroles non asphalteniques pa, pb et un petrole asphaltenique pc
WO2010004127A2 (fr) Procede de conversion comprenant une viscoreduction de residu puis un desasphaltage et une hydroconversion
US9926499B2 (en) Process for refining a hydrocarbon feedstock of the vacuum residue type using selective deasphalting, a hydrotreatment and a conversion of the vacuum residue for production of gasoline and light olefins
FR3098824A1 (fr) Procede de production d’olefines comprenant un hydrotraitement, un desasphaltage, un hydrocraquage et un vapocraquage
WO2010004128A2 (fr) Procede de conversion comprenant un desasphaltage et une conversion de residu
FR3084371A1 (fr) Procede de traitement d'une charge hydrocarbonee lourde comprenant un hydrotraitement en lit fixe, un desasphaltage et un hydrocraquage en lit bouillonnant de l'asphalte
WO2010004125A2 (fr) Procede de conversion comprenant une hydroconversion de la charge puis une viscoreduction et un fractionnement
FR3084372A1 (fr) Procede de traitement d'une charge hydrocarbonee lourde comprenant un hydrotraitement en lit fixe, deux desasphaltages et un hydrocraquage en lit bouillonnant de l'asphalte
FR2970478A1 (fr) Procede d'hydroconversion en lit fixe d'un petrole brut, etete ou non, un fractionnement, puis un desasphaltage de la fraction lourde pour la production d'un brut synthetique preraffine
CA2621905C (fr) Petrole non asphaltenique
WO2016192893A1 (fr) Procédé de conversion de charges comprenant une étape de viscoréduction, une étape de précipitation et une étape de séparation des sédiments pour la production de fiouls

Legal Events

Date Code Title Description
121 Ep: the epo has been informed by wipo that ep was designated in this application

Ref document number: 09784240

Country of ref document: EP

Kind code of ref document: A2

NENP Non-entry into the national phase

Ref country code: DE

122 Ep: pct application non-entry in european phase

Ref document number: 09784240

Country of ref document: EP

Kind code of ref document: A2