WO2010004128A2 - Procede de conversion comprenant un desasphaltage et une conversion de residu - Google Patents

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Definitions

  • FIELD OF THE INVENTION 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 described below.
  • 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 includes a step of solvent-free deaphalting of the feedstock (step a), hydrotreating of the deasphalted oil fraction (DAO) (step b) and a conversion of the fraction comprising most of the asphaltenes (step c) after preferably the addition of a fluxing agent to said fraction.
  • DAO deasphalted oil fraction
  • the charge of the deasphalting unit can preferably be either a vacuum residue or a crude oil. It is furthermore possible to add, before step a, a distillation and / or distillation stage in a vacuum which makes it possible to obtain a residue under vacuum from a low degree crude oil feedstock API.
  • the residue charge under vacuum or the vacuum residue fraction emanating from the vacuum distillation stage has an initial boiling point greater than 500 ° C., or even greater than 550 ° C., or even greater than 600 ° C.
  • step a) the filler is brought into contact with a solvent so as to obtain a desulfate effluent (Deasphalted OII or DAO) with an asphaltenes content (insoluble in normal-heptane according to standard NF-T-60 115) less than 3000 ppm by weight, preferably less than 1000 ppm by weight and very preferably less than 500 ppm by weight.
  • a desulfate effluent (Deasphalted OII or DAO) with an asphaltenes content (insoluble in normal-heptane according to standard NF-T-60 115) less than 3000 ppm by weight, preferably less than 1000 ppm by weight and very preferably less than 500 ppm by weight.
  • step a It is possible to treat only a portion of the feed in this step a (for example 60 to 80% of said feedstock) and to mix the remainder of the feed with the non-desasphalted effluent obtained at the end of the feed. step a.
  • 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 fluxing agent used may for example be a gas oil cutter.
  • the deasphalting solvent used is generally a paraffinic solvent, a gasoline cut, or a paraffin-containing condensate.
  • the deasphalting step a) can be carried out by any means known to those skilled in the art.
  • Step a) 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 solvent fraction is introduced into the extraction column, the volume ratio between the solvent fraction and the hydrocarbon feedstock being called the feed rate.
  • solvent injected with the charge This step is intended to mix well the load with the solvent entering the extraction column.
  • the settling zone at the bottom of the extractor it is possible to introduce 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 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 175 and 195 ° C.
  • the temperature at the bottom of the extractor is, for its part, preferably between 135 and 165 ° C.
  • the pressure prevailing inside the extractor is generally adjusted so that all the products remain at the same temperature. liquid state. This pressure is preferably between 4 and 5 MPa.
  • Stage of treatment of the deasphalted oil fraction (DACO) This is a step of denitrogenation (HDN), desulfurization (HDS) and possibly demetallation (HDM), combined with a mild hydrocracking. -HCK).
  • 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). It is also possible to have one or more catalyst beds promoting the reaction of HDN, HDS and HDM inside the hydrocracking reactor and upstream of the catalyst of M-HCK.
  • 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 1 343 857.
  • the operating conditions generally used in this step are, for example, indicated in US Pat. No. 5,198,100, US Pat. No. 4,810,361 or US Pat. No. 5,225,383 for hydrotreatment reactions (HDS 5 HDN 5 HDM).
  • the temperature the operating temperature is generally between 320 ° C. and 45 ° C., preferably between 360 ° C. and 44 ° C.
  • the pressure is generally between 4 and 25 ° C. 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. All these reactions (HDN 5 HDS 5 HCK) are operated in the presence of hydrogen and the amount of hydrogen supplied is generally between 100 and 2000 Nm3 per m3 of feedstock.
  • the conversion of the charge of the hydrocracking section is generally between 20% and 40%.
  • the effluent of this step constitutes a first partially refined fraction easily transportable and at least partially purified by hydrodesulfurization and hydrodenitrogenation.
  • Step of conversion conversion (also called conversion step) of the fraction comprising asphaltenes step c1:
  • step c) of the process the fraction comprising asphaltenes in the presence of hydrogen and a hydrocracking catalyst (hydroconversion) is preferably cracked, preferably in a bubbling bed reactor.
  • 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 5 Tex., Paper No. 42 d, or according to another preferred variant using the H-OiI technology described, for example, in the article published by NPRA Annual Meeting, Mar. 16-18, 1997, JJ. Colyar and LI Wilson, "The H-OiI Process: A Worldwide Leader in Vacuum Residue Hydroprocessing".
  • 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 diisydrodesulphurization, diiydrodeazotation, reduction of Conradson Carbon, hydrogenation of aromatics, demetallization and results in an increase in the fresh catalyst replacement rate.
  • the conversion to lighter products of the oil is defined by the following formula:
  • 500 + cargar oil consisting of boiling components above 500 0 C and 500 + product is the mass fraction of the product consisting of boiling components above 500 0 C.
  • step c) 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 preferably 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 is generally done 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 hydrocohversion in 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 from about 0.1 h -1 (liter feed per liter of catalyst per hour) to about 10 h "1, preferably from about 0.2 h ' 1 to about 5 hrs -1 .
  • the amount of hydrogen mixed with the feedstock may be from about 50 to about 5000 Nm 3 / m 3 , preferably from about 100 to about 2000 Nm 3 An 3 , more preferably from about 200 to about 1000 Nm Vm. 3 , expressed in normal cubic meters (Nm 3 ) per cubic meter (m 3 ) of liquid charge.
  • the catalyst of step c) is preferably a di-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 (or metals) of group VI on metal (or metals) of group VIII can range from about 1 to about 20, preferably from about 2 to about 10.
  • the support of the catalyst of step c) 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 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 intervals of time regular, 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 removed and then to return this regenerated catalyst to the hydroconversion stage c).
  • FIG. 1 shows a block diagram of an embodiment of the method object of this note.
  • a crude oil (1) having a degree A.P.I. less than 20 is fed to a vacuum distillation column (2) to obtain a top fraction (3) and a vacuum residue (4) having an initial boiling point above 550 ° C.
  • Most (5) of the vacuum residue e.g. 80%
  • a solvent deasphalting unit (7) step a.
  • the remainder (6) of the residue (about 20%) is mixed with the non-desasphalted residue fraction obtained (8).
  • a fluxing agent (9) in a proportion of approximately 10 to 30% by weight with respect to said residue.
  • the mixture (10) thus obtained is then sent via line (10) to the conversion unit (11) (step c) comprising one or more reactors according to the boiling bed technology H-OiI.
  • These reactors supplied with hydrogen via the line (12) are operated at low severity, for example and preferably at moderate pressure (for example between 8 and 15 MPa).
  • a hydroconverted effluent is recovered.
  • This hydrotreated petroleum residue is easily transportable to a refinery for further refining.
  • the deasphalted fraction (DAO, (16)) is sent to a fixed bed hydrotreatment section (17) comprising at least 2, preferably 3 reactors, operated in a fixed bed.
  • a first catalyst bed for desulfurization and denitrogenation of the feedstock (16) in the presence of hydrogen supplied via line (18).
  • One or more other beds disposed downstream of said first catalyst bed allows a mild hydrocracking of the charge.
  • desasphlate oil thus purified (19) and hydrocracked is a second petroleum fraction easily transportable to refineries. It may be possible to mix at least a portion of this oil (15) with the effluent of section H-OiI (13). It is also possible to mix the effluent (19) with all or part (20) of the top fraction (3) from the vacuum distillation column (2).
  • the hydrogen (12 and 18) supplying the reactors of the various sections (11 and 17) comes from a common feed network (or the same hydrogen production section) delivering a hydrogen to a pressure of between 50 and 130 bar.
  • the invention relates to a process for converting a feedstock comprising a step of deaphalting the solvent of the feedstock, a step of hydrolyzing the deasphalted oil fraction and a step of hydroconverting the fraction comprising most of the asphaltenes.
  • 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 oils heavy sands or oil shale.
  • a fluxing agent is added to the fraction comprising most of the asphaltenes resulting from step a.
  • 60 to 80% of the feed is treated in step a and the rest of the feed is mixed with the non-desasphalted effluent obtained at the end of step a.
  • the effluent of the deasphalting unit comprising most of the asphaltenes is added a fluxing agent representing 10% to 30% by weight relative to the weight of said effluent.
  • said fluxant is a gas oil cut.
  • the hydrotreatment step (step b) is preferably a denitrogenation (HDN) and desulfurization (HDS) step associated with mild hydrocracking. (M-HCK).
  • HDN denitrogenation
  • HDS desulfurization
  • step c the fraction comprising asphaltenes in the presence of hydrogen and of a hydrocracking catalyst in a bubbling bed reactor is cracked.
  • the operating conditions of the hydrotreatment step b are preferably as follows: operating temperature between 320 ° C. and 450 ° C., pressure between 4 and 25 MPa, liquid space velocity 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.
  • the operating conditions of the hydroconversion stage c are preferably as follows: a pressure of between 5 and 35 MPa, a temperature of between 350 ° C. and 55 ° C., and a WH of between 0.1 hr -1 and 10 hr -1 , of hydrogen mixed with the charge of between 50 and 5000 Nm 3 Year 3 .

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Abstract

L'invention concerne un procédé de conversion d'une charge, dans lequel ledit procédé comprend une étape a de desaphaltage au solvant de la charge, une étape b d'hydrotraitement de la fraction d'huile desasphaltée, et une étape c d'hydroconversion de la fraction comprenant l'essentiel des asphaltènes, de préférence après ajout à cette fraction d'un fluxant tel que par exemple une coupe gas-oil.

Description

PROCEDE DE CONVERSION COMPRENANT UN DESASPHALTAGE ET UNE CONVERSION DE RESIDU
DOMAINE DE L'INVENTION: 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 décrit ci- après. 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 de desaphaltage au solvant de la charge (étape a), un hydrotraitement de la fraction d'huile desasphaltée (DAO) (étape b) et une conversion de la fraction comprenant l'essentiel des asphaltènes (étape c) après de préférence l'addition d'un fluxant à la dite fraction.
DESCRIPTION DETAILLEE DE L'INVENTION:
Étape de desasphaltage (étape a): Ainsi qu'il est mentionné ci avant la charge de l'unité de desasphaltage peut être de préférence soit un résidu sous vide, soit un pétrole brut. Il est par ailleurs possible d'ajouter avant l'étape a une étape de distillation et/ou de distillation sous vide permettant d'obtenir un résidu sous vide à partir d'une charge pétrole brut de faible degré API. De préférence la charge résidu sous vide ou la fraction résidu sous vide émanant de l'étape de distillation sous vide présente un point initial d'ébullition supérieur à 5000C, voire supérieur à 550°C, voire même supérieur à 6000C.
Lors de l'étape a), la charge est mise en contact avec un solvant de manière à obtenir un efïluent 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.
Il est possible de ne traiter qu'une partie de la charge dans cette étape a (par exemple 60 à 80% de ladite charge) et de mélanger le reste de la charge avec l'effluent non-desasphalté obtenu à l'issue de l'étape a.
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 fluxant utilisé peut par exemple être une coupe gas-oil.
Le solvant de desasphaltage utilisé est généralement un solvant paraffinique, une coupe essence, ou un condensât contenant des paraffines.
L'étape a) de désasphaltage peut être réalisée par tout moyen connu de l'homme du métier. L'étape a) est généralement réalisée dans un mélangeur décanteur ou dans une colonne d'extraction. De préférence, l'étape de désasphaltage 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 175 et 195°C. La température en fond d'extracteur est, quant à elle, de préférence, comprise entre 135 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 4 et 5 MPa. Étape dTivdrotraitement de la fraction d'huile desasphaltée (DACO (étape b) II 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. Il 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 de régénération ou de 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 1 343 857.
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 diiydrotraitement (HDS5HDN5HDM), Pour ce qui concerne la réaction d'hydrocraquage, la température opératoire est généralement comprise entre 320°C et 45O0C, de préférence entre 3600C et 44O0C. 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 et la quantité d'hydrogène apporté est généralement comprise entre 100 et 2000 Nm3 par m3 de charge. La conversion de la charge de la section dTiydrocraquage est généralement comprise entre 20 % et 40%.
L'effluent de cette étape constitue une première fraction partiellement raffinée aisément transportable et au moins partiellement purifiée par hydrodésulfuration et hydrodéazotation.
Étape dTivdroconversion (également appelée étape de conversion) de la fraction comprenant les asphaltènes (étape cl :
Lors de l'étape c) du procédé, on craque de préférence la fraction comprenant les asphaltènes en présence d'hydrogène et d'un catalyseur dliydrocraquage (hydroconversion), de manière préférée dans un réacteur à lit bouillonnant. Cette étape est réalisée de manière plus préférée en utilisant la technologie T-Star décrite, par exemple, dans l'article "Heavy OiI Hydroprocessing", publiés par l'AICHE, Mar. 19-23, 1995, HOUSTON5 Tex., paper number 42 d, ou selon une autre variante préférée en utilisant 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 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 diiydrodésulfuration, diiydrodéazotation, 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 * (500. charge - 50O+ produit) „ enn , , , , . ; = , dans laquelle 500+charge représente la fraction massique
500+cλarge de l'huile constituée des composants bouillants au-dessus de 5000C et 500+produit est la fraction massique du produit constituée des composants bouillants au-dessus de 5000C.
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 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 généralement 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 5500C, de préférence d'environ 380 à environ 5000C. Cette température est habituellement ajustée en fonction du niveau souhaité d'hydrocohversion 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'1 (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 peut être d'environ 50 à environ 5000 Nm3/m3, de préférence d'environ 100 à environ 2000 Nm3An3, de manière plus préférée d'environ 200 à environ 1000 NmVm3, exprimé en normaux mètres cube (Nm3) par mètre cube (m3) de charge liquide.
Le catalyseur de l'étape c) est, de préférence, un catalyseur diiydroconversion 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. H 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 c) d'hydroconversion.
La figure 1 présente un schéma de principe d'un mode de réalisation du procédé objet de cette note. Selon cette variante préférée, un pétrole brut (1) présentant un degré A.P.I. inférieure à 20 est envoyé vers une colonne de distillation sous vide (2) afin d'obtenir une fraction de tête (3) et un résidu sous vide (4) présentant un point initial d'ébullition supérieur à 550°C. La majeure partie (5) du résidu sous vide (par exemple 80%) est envoyé vers une unité (7) de désasphaltage au solvant (étape a). Le reste (6) du résidu (environ 20%) est mélangé avec la fraction de résidu non-desasphalté obtenu (8). On ajoute également à ce mélange (6+8) ou au résidu non-desaphalté avant mélange avec la fraction (6), un fluxant (9) dans une proportion d'environ 10 à 30% poids par rapport audit résidu.
Le mélange (10) ainsi obtenu est ensuite envoyé via la ligne (10) vers l'unité (11) de conversion (étape c) comprenant un ou plusieurs réacteurs selon la technologie H-OiI en lit bouillonnant. Ces réacteurs, alimentés en hydrogène par la ligne (12) sont opérés à faible sévérité, par exemple et de préférence à pression modérée (par exemple entre 8 et 15 MPa). En sortie un effluent hydroconverti est récupéré. Ce résidu pétrolier hydrotraité est facilement transportable vers une raffinerie pour un raffinage complémentaire. La fraction desasphaltée (DAO, (16) ) est envoyée dans une section dTiydrotraitement en lit fixe (17) comprenant au moins 2, de préférence 3 réacteurs, opérés en lit fixe. En tête de chacun de ces réacteurs est disposé un premier lit de catalyseur permettant de réaliser une désulfuration et une déazotation de la charge (16) en présence d'hydrogène alimenté par la ligne (18). Un ou plusieurs autres lits disposés en aval dudit premier lit de catalyseur permet de réaliser un hydrocraquage doux de la charge. A l'issue de ces traitements (étape b), l'huile desasphlaté ainsi purifiée (19) et hydrocraquée constitue une seconde fraction pétrolière aisément transportable vers des raffineries. Il est éventuellement possible de mélanger au moins une partie de cette huile (15) avec l'effluent de la section H-OiI (13). Il est également possible de mélanger l'effluent (19) avec tout ou partie (20) de la fraction de tête (3) issue de la colonne de distillation sous vide (2).
De manière préférée, l'hydrogène (12 et 18) alimentant les réacteurs des différentes sections (11 et 17) est issu d'un réseau d'alimentation commun (ou d'une même section de production d'hydrogène) délivrant un hydrogène à une pression comprise entre 50 et 130 bars.
En résumé:
L'invention concerne un procédé de conversion d'une charge comprenant une étape a de desaphaltage au solvant de la charge, une étape b diiydrotraitement de la fraction d'huile desasphaltée et une étape c dTvydroconversion de la fraction comprenant l'essentiel des asphaltènes.
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 préférée, un fluxant est ajouté à la fraction comprenant l'essentiel des asphaltènes issue de l'étape a. Selon une autre variante préférée, 60 à 80% de la charge est traitée à l'étape a et le reste de la charge est mélangé avec l'effluent non-desasphalté obtenu à l'issue de l'étape a. De manière préférée, on ajoute à l'efïluent de l'unité de desasphaltage comprenant l'essentiel des asphaltènes un fluxant représentant 10% à 30% poids par rapport au poids dudit effluent. De manière très préférée, ledit fluxant est une coupe gas-oil.
L'étape dTiydrotraitement (étape b) est de préférence une étape de déazotation (HDN) et de désulfuration (HDS) associée à un hydrocraquage doux. (M-HCK).
Selon une variante préférée, lors de l'étape dliydroconversion (étape c) on craque la fraction comprenant les asphaltènes en présence d'hydrogène et d'un catalyseur dliydrocraquage dans un réacteur à lit bouillonnant.
Les conditions opératoires de l'étape b diiydrotraitement sont de préférence les suivantes: température opératoire 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.
Les conditions opératoires de l'étape c dTiydroconversion sont de préférence les suivantes: pression comprise entre 5 et 35 MPa, température comprise entre 350°C et 55O0C, WH comprise entre 0,1 h"1 et 10 h"1, quantité d'hydrogène mélangé à la charge comprise entre 50 et 5000 Nm3An3 .

Claims

REVENDICATIONS
1. Procédé de conversion d'une charge comprenant une étape a de desaphaltage au solvant de la charge, une étape b dliydrotraitement de la fraction d'huile desasphaltée et une étape c dliydroconversion de la fraction comprenant l'essentiel des asphaltènes.
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 un fluxant est ajouté à la fraction comprenant l'essentiel des asphaltènes issue de l'étape a.
4. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel 60 à 80% de la charge est traitée à l'étape a et le reste de la charge est mélangé avec l'effluent non-desasphalté obtenu à l'issue de l'étape a.
5. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel on ajoute à l'effluent de l'unité de desasphaltage comprenant l'essentiel des asphaltènes un fluxant représentant 10% à 30% poids par rapport au poids dudit effluent.
6. Procédé selon la revendication 5, dans lequel ledit fluxant utilisé est une coupe gas-oil.
7. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel l'étape dliydrotraitement (étape b) est une étape de déazotation (HDN) et de désulfuration (HDS) associée à un hydrocraquage doux. (M-HCK).
8. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel lors de l'étape de conversion (étape c) on craque la fraction comprenant les asphaltènes en présence d'hydrogène et d'un catalyseur dliydrocraquage dans un réacteur à lit bouillonnant.
9. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel les conditions opératoires de l'étape b diiydrotraitement sont les suivantes: température opératoire comprise entre 3200C 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.
10. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel les conditions opératoires de l'étape c dTiydroconversion 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 Nm3W .
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Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
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

Citations (7)

* 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
US4126538A (en) * 1976-09-22 1978-11-21 Shell Oil Company Process for the conversion of hydrocarbons
GB1546960A (en) * 1975-10-15 1979-05-31 Shell Int Research Process for the conversion of hydrocarbons
US4572781A (en) * 1984-02-29 1986-02-25 Intevep S.A. Solvent deasphalting in solid phase
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
US20060118463A1 (en) * 2004-12-06 2006-06-08 Colyar James J Integrated SDA and ebullated-bed process
WO2008014947A1 (fr) * 2006-07-31 2008-02-07 Eni S.P.A. Procédé de conversion totale de matières premières lourdes en distillats

Patent Citations (7)

* 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
GB1546960A (en) * 1975-10-15 1979-05-31 Shell Int Research Process for the conversion of hydrocarbons
US4126538A (en) * 1976-09-22 1978-11-21 Shell Oil Company Process for the conversion of hydrocarbons
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
US4572781A (en) * 1984-02-29 1986-02-25 Intevep S.A. Solvent deasphalting in solid phase
US20060118463A1 (en) * 2004-12-06 2006-06-08 Colyar James J Integrated SDA and ebullated-bed process
WO2008014947A1 (fr) * 2006-07-31 2008-02-07 Eni S.P.A. Procédé de conversion totale de matières premières lourdes en distillats

Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
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

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