WO2010004127A2 - Procede de conversion comprenant une viscoreduction de residu puis un desasphaltage et une hydroconversion - Google Patents

Procede de conversion comprenant une viscoreduction de residu puis un desasphaltage et une hydroconversion Download PDF

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    • C10G9/007—Visbreaking

Definitions

  • the process scheme 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.
  • This 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 feedstock of the process according to the invention.
  • 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.
  • the method detailed below comprises at least the following steps: a visbreaking step of all or part of the feedstock (step a), a step of solvent deasphalting (step b) of all or part of the effluent of the step a, a hydroconversion (step c) of the fraction comprising most of the asphaltenes from step b, a fractionation step (step d) of the deasphalted oil obtained in step c and a hydrotreatment (step e) the desasphalted residue obtained at the end of this fractionation step.
  • FIG. 1 shows an exemplary embodiment of the method according to the invention and therefore makes it possible to better understand it. This figure is referred to in the rest of the description Optional splitting step:
  • a step of fractionation (2) by distillation (fractionation) under vacuum optionally associated with an atmospheric distillation (fractionation) can be carried out on all or part of this feedstock and before any other step.
  • a heavy crude oil can be subjected to an atmospheric distillation in order to separate the lighter products, then the effluent obtained at the bottom of column distilled under vacuum to obtain a residue having an initial boiling point preferably greater than 450 ° C, very preferably greater than 500 ° C, more preferably greater than 550 ° C, or even 600 ° C.
  • Viscosity reduction step (step a):
  • the initial charge (1) or the effluent (3), for example the residue, obtained after the optional fractionation step (2) constitute the charge of the visbreaking unit (4).
  • This step consists in partially cracking the hydrocarbons in order to reduce their viscosity.
  • the visbreaking process (VB) is a well known mild cracking process in which heavy hydrocarbons are heated in a curing chamber at temperatures generally between 370 ° C and 480 ° C for several hours. minutes. The cracking rate is controlled by adjusting the residence time of the hydrocarbons in the ripening chamber. Quenching (quench according to the English terminology) of the effluent is then generally carried out and the cracked products are separated by a rapid distillation (flash distillation according to English terminology) and optionally steam stripping.
  • a rapid distillation flash distillation according to English terminology
  • the catalysts and / or the operating conditions that can be used in visbreaking processes in the presence of hydrogen are for example mentioned in the patent of Philips Petroleum US 4,708,784, and in US Pat. Nos. 4,533,462, EP 0 113 284 B and EP 0 649. 896 B.
  • step b (9) the filler (8) is brought into contact in the deasphalting unit (9) with a solvent so as to obtain an asphaltenes effluent (Deasphalted OII or DAO) with an asphaltenes content ( 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 preferably less than 500 ppm by weight.
  • an asphaltenes effluent (Deasphalted OII or DAO) with an asphaltenes content ( 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 preferably less than 500 ppm by weight.
  • step b It is possible to treat only a portion (8) of the effluent (6) from step a in this step b (for example 60 to 80% of said feedstock) and to mix the rest of the feedstock ( 7) with the non-desasphalted effluent (20) obtained at the end of step b.
  • a fluxing agent representing, for example, 10% to 30% by weight, preferably 10% to 25% by weight, relative to the weight of said effluent.
  • the deasphalting solvent used is generally a paraffinic solvent, a gasoline cut, or a paraffin-containing condensate.
  • Step b) deasphalting (9) can be carried out by any means known to those skilled in the art.
  • Step b) 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 and a first fraction of solvent is introduced into the extraction column, the volume ratio between the solvent fraction and the hydrocarbon feed being called the injected solvent level. with the load.
  • 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 called the level of solvent injected in the bottom. 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 content (it is in fact to replace the solvent + oil environment with 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 and 180 ° C., indeed 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 and 6 MPa, or even between 4 and 5 MPa.
  • step c of the process (22) the fraction (21) comprising asphaltenes in the presence of hydrogen (23) and of a hydrocracking catalyst (hydroconversion) is cracked in a bubbling bed reactor according to T-Star technology described, for example, in the article
  • step c is carried out with addition of fresh catalyst and removal of spent 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 + c / ⁇ arge of oil consisting of components boiling above 500 ° C and 500 + product is the mass fraction of the incorporated product of components boiling above 500 ° C.
  • step c make it possible to achieve a conversion of at least 20% by weight.
  • the conversion of the effluent is at least 30% by weight. This conversion is preferably between 30% and 70%, more preferably between 30% and 50%.
  • 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 the operation is carried out in step c may 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 (23) mixed with the feed may be from about 50 to about 5000 Nm 3 W, preferably from about 100 to about 2000 NmV, more preferably from 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 c 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 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 c 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 step c) diihydroconversion.
  • step c) generally comprises a recirculation pump for maintaining suspension of the catalyst 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.
  • the resulting effluent (24) constitutes a first partially refined fraction
  • the deasphalted effluent (or oil) (10, DAO) obtained at the end of the deasphalting step b is distilled at atmospheric pressure (11) in order to recover a light cut (19), for example a naphtha, then the atmospheric residue (12) is distilled under vacuum (13) in order to recover a gas oil fraction (18) and a vacuum residue (14) which constitutes the charge of the following step e (15).
  • HDN denitrogenation
  • HDS desulfurization
  • HDM demetallation
  • the purification by HDN, HDS and optionally HDM can be carried out in fixed bed in a single reactor or in separate reactors.
  • the operating conditions generally used in this step are, for example, indicated in US Pat. No. 5,198,100, US 4,810,361 or US Pat. No. 5,225,383 for the hydrotreatment reactions (HDS 3 HDN 5 HDM).
  • the effluent of this step (17) constitutes a second fraction that is partially refined and at least partially purified by hydrodesulphurization and hydrodenitrogenation.
  • the invention relates to a process for converting a feedstock comprising a visbreaking step a of all or part of the feedstock, a step b of solvent deasphalting all or part of the effluent of step a, a hydroconversion step c of the fraction comprising the most of the asphaltenes from step b, a step d of fractionation of the desasphalted oil obtained in step c and a step e of hydrotreating the deasphalted residue obtained at the end of this fractionation step d.
  • the viscosity reduction step a is a visbreaking operated in the presence of hydrogen and a catalyst.
  • the viscosity reduction step a is carried out by means of a thermal process.
  • step c of hydroconversion the feed is cracked in the presence of hydrogen and a hydrocracking catalyst.
  • the hydroconversion stage c is carried out in at least one bubbling bed reactor.
  • the operating conditions of the hydroconversion stage c are the following: pressure of between 5 and 35 MPa, temperature of between 350 ° C. and 550 ° C., WH of between 0.1 h -1 and 10 ° C. h "1 , amount of hydrogen mixed with the charge of between 50 and 5000 NmVm 3 .
  • step d of fractionation of the deasphalted oil obtained in step c comprises fractionating columns at atmospheric pressure and vacuum fractionation. Very preferably, steam is added to the charge of the atmospheric and vacuum fractionation columns or directly in each of these columns.
  • the operating conditions of step e of hydrotreatment are as follows: temperature of between 320 ° C. and 450 ° C., pressure of between 4 and 25 MPa, space velocity of the liquid generally of between 0.1 and 6 liters. per liter of catalyst per hour, amount of hydrogen supplied between 100 and 2000 Nm3 per m3 of feedstock.

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Abstract

L'invention concerne un procédé comprenant au moins les étapes suivantes: une étape a de viscoréduction de tout ou partie de la charge, une étape b de desasphaltage au solvant de tout ou partie l'effluent de l'étape a, une étape c dliydroconversion de la fraction comprenant la majeure partie des asphaltènes issue de l'étape b, une étape d de fractionnement de l'huile desasphaltée obtenue à l'étape c et une étape e divydrotraitement du résidu desasphalté obtenu à l'issu de cette étape d de fractionnement.

Description

PROCEDE DE CONVERSION COMPRENANT UNE VISCOREDUCTION DE RESIDU PUIS UN DESASPHALTAGE ET UNE HYDROCONVERSION.
Le schéma de 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.
Ce 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 selon l'invention. 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 au moins les étapes suivantes: une étape de viscoréduction de tout ou partie de la charge (étape a), une étape de desasphaltage au solvant (étape b) de tout ou partie l'effluent de l'étape a, une hydroconversion (étape c) de la fraction comprenant la majeure partie des asphaltènes issue de l'étape b, une étape de fractionnement (étape d) de l'huile desasphaltée obtenue à l'étape c et un hydrotraitement (étape e) du résidu desasphalté obtenu à l'issu de cette étape d de fractionnement.
La figure 1 présente un exemple de schéma de réalisation du procédé selon l'invention et permet donc de mieux la comprendre. Il est fait référence à cette figure dans la suite de la description Étape de fractionnement optionnelle:
Selon la nature de la charge (1) , une étape de fractionnement (2) par distillation (fractionnement) sous vide, éventuellement associée à une distillation (fractionnement) atmosphérique peut être opérée sur tout ou partie de cette charge et avant toute autre étape. Par exemple un pétrole brut lourd peut faire l'objet d'une distillation atmosphérique afin de séparer les produits les plus légers, puis l'effluent obtenu en fond de colonne distillé sous vide afin d'obtenir un résidu ayant un point d'ébullition initial préférentiellement supérieur à 450°C, très préférentiellement supérieur à 500°C, plus préférentiellement supérieur à 550°C, voire à 600°C.
Étape de réduction de la viscosité (étape a):
La charge initiale (1) ou l'effluent (3), par exemple le résidu, obtenu après l'étape de fractionnement (2) optionnelle constituent la charge de l'unité de viscoréduction (4). Cette étape consiste à réaliser un craquage partiel des hydrocarbures afin de réduire leur viscosité. Le procédé de viscoréduction (visbreaking selon la terminologie anglo-saxonne, VB) est un procédé de craquage doux bien connu dans lequel des hydrocarbures lourds sont chauffés dans une chambre de maturation à des température généralement comprises entre 370°C et 480°C pendant plusieurs minutes. Le taux de craquage est contrôlé en réglant le temps de résidence des hydrocarbures dans la chambre de maturation. Une trempe (quench selon la terminologie anglo-saxonne) de l'effluent est ensuite généralement réalisé et les produit craqués sont séparés par une distillation rapide (flash distillation selon la terminologie anglo- saxonne) et éventuellement un stripage à la vapeur. Un tel procédé est par exemple décrit dans les brevets US 7,220,887 B2 et US 7,193,123 B2 ou dans la revue "Le raffinage du Pétrole" volume 3, chapitre 11, Éditions Technip.
Le fait d'avoir préalablement traitée la charge de l'unité de viscoréduction (visbreaking) dans une section opérée en présence d'hydrogène est avantageux. En effet, ainsi qu'il est décrit dans la demande de brevet US 2007/0090019 Al, la viscoréduction d'une charge hydroprocessée (c'est-à-dire dans laquelle la teneur en hydrocarbures saturés est plus importante), permet d'obtenir des taux de conversion plus élevés lors de l'étape de viscoréduction. Il est donc préférable d'ajouter une étape d'hydrotraitement (HDS, HDN par exemple) juste avant l'étape b de viscoréduction afin d'augmenter le taux de saturation des hydrocarbures, tout en éliminant en partie les composés soufrés ou azotés (cf. brevet US2007/0090019A1).
Il est également possible d'utiliser dans cette étape un procédé de viscoréduction en présence d'hydrogène (hydrovisbreaking selon la terminologie anglo-saxonne), c'est-à-dire d'effectuer simultanément une saturation et un craquage des hydrocarbures. Le fait d'opérer une viscoréduction en présence d'hydrogène et d'un catalyseur est également très favorable comme cela est indiqué dans l'article de la revue "OiI and Gas and Technology", Vol.43, n°6, pages 847 à 853. Dans cet article, une comparaison est faite entre les procédés purement thermiques et les procédés catalytiques opérés en présence d'hydrogène. Ces deux types de procédés sont actuellement commercialisés par la société AXENS (procédés TERVAHL ou HYVAHL) et utilisent soit un catalyseur en lit fixe, soit un catalyseur soluble ou en suspension. Les résultats publiés mettent en évidence l'importance de la quantité d'hydrogène sur la conversion obtenue et la qualité des produits obtenus. De telles technologies de viscoréduction en présence d'hydrogène sont donc préférées dans le cadre du présent procédé, dans la mesure où elles évitent l'addition d'une étape d'hydrotraitement supplémentaire, tout en permettant d'obtenir une qualité des effluents de cette étape très satisfaisante.
Il est également possible d'opérer un procédé de viscoréduction en présence d'hydrogène à l'aide d'un solvant donneur d'hydrogène, comme cela est par exemple décrit dans le brevet US 4,592,830.
Les catalyseurs et/ou les conditions opératoires utilisables dans des procédés de viscoréduction en présence d'hydrogène sont par exemple cités dans le brevet de la société Philips Petroleum US 4,708,784, et dans les brevets US 4,533,462, EP 0 113 284 B et EP 0 649 896 B.
Un ou plusieurs réacteurs de viscoréduction en présence d'hydrogène peuvent être utilisés, en particulier il est possible d'utiliser des réacteurs en parallèle (réacteurs permutables ou "swing reactors" selon la terminologie anglo-saxonne) dans le cas de réacteurs opérés avec des catalyseurs en lit fixe. Étape de desasphaltage au solvant (étape b) :
Lors de l'étape b (9), la charge (8) est mise en contact dans l'unité de desasphaltage (9) avec un solvant de manière à obtenir un effluent desasphalté (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 possible de ne traiter qu'une partie (8) de l'effluent (6) issu de l'étape a dans cette étape b (par exemple 60 à 80% de ladite charge) et de mélanger le reste de la charge (7) avec l'effluent non-desasphalté (20) obtenu à l'issue de l'étape b.
Il est également préféré d'ajouter à l'effluent de l'unité de desasphaltage comprenant l'essentiel des asphaltènes un fluxant représentant par exemple 10% à 30% poids, de préférence 10% à 25% poids, par rapport au poids dudit effluent.
Le solvant de desasphaltage utilisé est généralement un solvant paraffinique, une coupe essence, ou un condensât contenant des paraffines.
L'étape b) de desasphaltage (9) peut être réalisée par tout moyen connu de l'homme du métier. L'étape b) 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 et une première fraction de solvant, 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 16O0C et 200°C, voire entre 175°C et 195°C. La température en fond d'extracteur est quant à elle, de préférence comprise entre 120 et 1800C, voire entre 1350C et 165°C.
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 et 6 MPa, voire entre 4 et 5 MPa.
Etape d'hvdroconversion du résidu asphalténique (étape c):
Lors de l'étape c du procédé (22), on craque la fraction (21) comprenant les asphaltènes en présence d'hydrogène (23) et d'un catalyseur d'hydrocraquage (hydroconversion), dans un réacteur à lit bouillonnant selon 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 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 une telle hydroconversion dans 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 effluent raffiné aisément transportable.
Selon un mode préférentiel, l'étape c 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:
\00* (500 , charge -500. produit) , , , . . , dans laquelle 500+charge représente la fraction massique
500+c/ιarge 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 500°C.
Les conditions de l'étape c permettent d'atteindre une conversion d'au moins 20 % en poids. De préférence, la conversion de l'effluent est d'au moins 30 % en poids. De préférence cette conversion est comprise entre 30 % et 70%, de manière plus préférée entre 30% et 50%.
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 l'étape c peut aller d'environ 350 à environ 5500C, de préférence d'environ 380 à environ 5000C. 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 (23) mélangé à la charge peut être d'environ 50 à environ 5000 Nm3W, de préférence d'environ 100 à environ 2000 NmV, 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 c 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 c peut être choisi dans le groupe formé par l'alumine, la silice, les silices-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'extradé. De préférence, le catalyseur de l'étape c 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 c) diiydroconversion.
Le dispositif dans lequel est mise en œuvre l'étape c) 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 d'hydroconversion. L'effluent obtenu (24) constitue une première fraction partiellement raffinée
Etape de fractionnement de l'huile desasphlatée (étape d) :
L'effluent (ou huile) desasphalté (10, DAO) obtenu à l'issu de l'étape b de desasphaltage est distillé à pression atmosphérique (11) afin de récupérer une coupe légère (19), par exemple un naphta, puis le résidu atmosphérique (12) est distillé sous vide (13) afin de récupérer une fraction gas-oil (18) et un résidu sous vide (14) qui constitue la charge de l'étape e suivante (15).
Le naphta et ou le gas-oil obtenus peuvent être éventuellement mélangés à l'un des produits finaux du procédé décrit dans cette note ou être incorporé dans un pool carburant dans le cas ou d'autres coupes essences ou gas-oil sont produites sur le site. Une partie de ce naphta ou gas-oil peut éventuellement être utilisé comme solvant de l'unité de desasphaltage.
Hydrotraitement du résidu desasphalté (étape e):
II s'agit d'une étape e (15) de déazotation (HDN), désulfuration (HDS) et éventuellement de démetallation (HDM) du résidu sous vide (14). La purification par HDN, HDS et éventuellement HDM peut être réalisée en lit fixe dans un seul et même réacteur ou dans des réacteurs séparés.
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 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 dTiydrotraitement (HDS3HDN5HDM).
Toutes ces réactions (HDN,HDS,HDM) sont opérées en présence d'hydrogène et la quantité d'hydrogène apporté (16) est généralement comprise entre 100 et 2000 Nm3 par m3 de charge. La conversion de la charge de la section d'hydrocraquage est généralement comprise entre 20 % et 40%.
L'effluent de cette étape (17) constitue une seconde fraction partiellement raffinée et au moins partiellement purifiée par hydrodésulfuration et hydrodéazotation.
En résumé:
L'invention concerne un procédé de conversion d'une charge comprenant une étape a de viscoréduction de tout ou partie de la charge, une étape b de desasphaltage au solvant de tout ou partie l'effluent de l'étape a, une étape c dliydroconversion de la fraction comprenant la majeure partie des asphaltènes issue de l'étape b, une étape d de fractionnement de l'huile desasphaltée obtenue à l'étape c et une étape e d'hydrotraitement du résidu desasphalté obtenu à l'issu de cette étape d de fractionnement.
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 première variante du procédé selon l'invention , l'étape a de réduction de la viscosité est une viscoréduction opérée en présence d'hydrogène et d'un catalyseur. Selon une deuxième variante, l'étape a de réduction de la viscosité est effectuée au moyen d'un procédé thermique.
De préférence, l'étape c d'hydroconversion la charge est craquée en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydrocraquage. De manière plus préférée, l'étape c d'hydroconversion est réalisée dans au moins un réacteur à lit bouillonnant. De façon plus préférée, les conditions opératoires de l'étape c d'hydroconversion sont les suivantes: pression comprise entre 5 et 35 MPa, température comprise entre 350°C 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.
Selon une variante du procédé selon l'invention, l'étape d de fractionnement de l'huile desasphaltée obtenue à l'étape c comprend des colonnes de fractionnement à pression atmosphérique puis de fractionnement sous vide. De façon très préférée, on ajoute de la vapeur à la charge des colonnes de fractionnement atmosphérique et sous vide ou directement dans chacune de ces colonnes.
De préférence, les conditions opératoires de l'étape e d'hydrotraitement sont les suivantes: température comprise entre 320°C et 4500C, 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.

Claims

REVENDICATIONS:
1. Procédé de conversion d'une charge comprenant une étape a de viscoréduction de tout ou partie de la charge, une étape b de desasphaltage au solvant de tout ou partie l'effluent de l'étape a, une étape c d'hydroconversion de la fraction comprenant la majeure partie des asphaltènes issue de l'étape b, une étape d de fractionnement de l'huile desasphaltée obtenue à l'étape c et une étape e dliydrotraitement du résidu desasphalté obtenu à l'issu de cette étape d de fractionnement.
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 distillais 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 l'étape a de réduction de la viscosité est une viscoréduction opérée en présence d'hydrogène et d'un catalyseur.
4. Procédé selon l'une des revendications 1 ou 2, dans lequel l'étape a de réduction de la viscosité est effectuée au moyen d'un procédé thermique.
5. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel dans l'étape c d'hydroconversion la charge est craquée en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydrocraquage.
6. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel l'étape c d'hydroconversion est réalisée dans au moins un réacteur à lit bouillonnant.
7. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel les conditions opératoires de l'étape c dliydroconversion sont les suivantes: pression comprise entre 5 et 35 MPa, température comprise entre 350°C 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 Nm3An3.
8. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel l'étape d de fractionnement de l'huile desasphaltée obtenue à l'étape c comprend des colonnes de fractionnement à pression atmosphérique puis de fractionnement sous vide.
9. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel on ajoute de la vapeur à la charge des colonnes de fractionnement atmosphérique et sous vide ou directement dans chacune de ces colonnes.
10. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel les conditions opératoires de l'étape e d'hydrotraitement sont les suivantes: température comprise entre 320°C et 450°C, 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.
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