WO2014096704A1 - Procédé avec separation de traitement de charges petrolieres pour la production de fiouls a basse teneur en soufre - Google Patents

Procédé avec separation de traitement de charges petrolieres pour la production de fiouls a basse teneur en soufre Download PDF

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Wilfried Weiss
Jérôme MAJCHER
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IFP Energies Nouvelles
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Definitions

  • the present invention relates to the refining and conversion of heavy hydrocarbon fractions containing, inter alia, sulfur impurities. It relates more particularly to a process for the treatment of heavy petroleum feedstocks for the production of fuel oils and oil bases, in particular bunker oil and bunker oil bases with low sulfur content.
  • the applicant has set itself the objective of producing fuel oils and fuel oil bases, in particular bunker oil and bunker oil bases, in accordance with the recommendations of the MARPOL Convention in terms of equivalent sulfur content, and preferably respecting also recommendations on sediment content after aging.
  • Fuel oils used in marine transport generally include atmospheric distillates, vacuum distillates, atmospheric residues and vacuum residues from direct distillation or from refining processes, including processes for hydrotreatment and conversion, which may be be used alone or mixed.
  • One of the objectives of the present invention is to propose a process for converting heavy petroleum feedstocks for the production of fuel oils and oil bases, in particular bunker oils and bunker oil bases, with very low sulfur content.
  • Another object of the present invention is to jointly produce, by means of the same process, atmospheric distillates (naphtha, kerosene, diesel), vacuum distillates and / or light (C 1 to C 4) gases.
  • the bases of the naphtha and diesel type can be upgraded to refineries for the production of automotive and aviation fuels, such as, for example, super-fuels, Jet fuels and gas oils.
  • the feedstocks treated in this process contain little or no asphaltenes.
  • the process disclosed in EP 1343857 is described as a hydro-treatment process which can implement a hydrodemetallation section, which can be preceded by a guard zone of the reactive reactor type, and a hydrodesulfurization section.
  • One of the objectives of the present invention is to adapt and improve the conversion methods described in the state of the art for the production of fuel oils and oil bases including low sulfur content.
  • the subject of the invention is, first of all, a process for treating a hydrocarbon feedstock having a sulfur content of at least 0.5% by weight, an initial boiling point of at least 340 ° C and a final boiling temperature of at least 440 ° C., making it possible to obtain at least one liquid hydrocarbon fraction having a sulfur content of less than or equal to 0.5% by weight, comprising the following successive stages: a) a step fixed-bed hydrotreatment process, in which the hydrocarbon feedstock and hydrogen are contacted on at least one hydro-treatment catalyst, b) a step of separating the effluent obtained at the end of the step (a) hydrotreating into at least a light fraction and at least one heavy fraction, c) a step of hydroconversion of at least a portion of the heavy fraction of the effluent from step (b) into at least one at least one reactor containing a catalyst supported in a bubbling bed, and d) a step of separating the effluent from step (c) to obtain at least a gaseous
  • the invention also relates to the fuel oil used in maritime transport, obtained from such a process, having a sulfur content of less than or equal to 0.5% by weight, preferably less than or equal to 0.1% by weight. .
  • FIG. 1 represents an embodiment of the process according to the invention with intermediate separation of the effluent between the fixed bed section and the bubbling bed section, with decompression of the heavy fraction.
  • Figure 2 shows in larger, for more legibility, the guard zones of the hydrotreating section of Figure 1.
  • FIG. 3 represents another embodiment of the process according to the invention with intermediate separation of the effluent between the fixed-bed section and the bubbling-bed section, without decompression of the heavy fraction.
  • the process according to the invention thus comprises a first step (a) of hydrotreating in a fixed bed, then a step (b) of separating the hydrocarbon effluent into a light fraction and a heavy fraction, followed by a step (c). ) bubbling bed hydroconversion of said heavy fraction, and finally a step (d) of separation.
  • the objective of the hydro-treatment is both to refine, that is to say substantially reduce the content of metals, sulfur and other impurities, while improving the hydrogen-to-carbon ratio (H / C) and all by transforming the hydrocarbon feed more or less partially into lighter cuts.
  • the effluent obtained in step (a) of hydrotreatment in fixed bed is then subjected to a separation step to obtain different fractions. This separation makes it possible to remove from the effluent obtained at the end of step (a) hydrotreating the lighter fractions that do not require additional treatment, or a moderate treatment, the heavier fractions.
  • a bubbling bed hydroconversion lies in the fact that the load of bubbling bed hydroconversion reactor is already at least partially hydrotreated. In this way, it is possible to obtain equivalent conversion of hydrocarbon effluents of better quality, in particular with lower sulfur contents.
  • the catalyst consumption in the bubbling bed hydroconversion reactor is greatly reduced compared to a process without prior fixed bed hydrotreating.
  • the process according to the invention is characterized in that it comprises an intermediate separation step (b) between the hydrotreatment step (a) and the hydroconversion stage (c). This separation step advantageously makes it possible to minimize the fraction to be treated in the bubbling bed. In this way, the capacity of the boiling bed hydroconversion unit may be less important. Likewise, over-cracking of the light fractions is avoided and thus a loss of yield of fuel-type fractions is avoided.
  • the process according to the invention advantageously makes it possible to produce light fractions, fuel oils and oil bases, in particular for marine use, with a low sulfur content, with a high efficiency and energy efficiency, from a feedstock. heavy hydrocarbon sulfur.
  • the hydrocarbon feedstock treated in the process according to the invention can be described as a heavy load. It has an initial boiling point of at least 340 ° C and a final boiling temperature of at least 440 ° C. Preferably, its initial boiling point is at least 350 ° C., preferably at least 375 ° C., and its temperature The final boiling point is at least 450 ° C, preferably at least 460 ° C, more preferably at least 500 ° C, and even more preferably at least 600 ° C.
  • the hydrocarbon feedstock may be chosen from atmospheric residues, vacuum residues from direct distillation, crude oils, crude head oils, deasphalted oils, deasphalting resins, asphalts or deasphalting pitches, process residues. conversion products, aromatic extracts from lubricant base production lines, oil sands or derivatives thereof, oil shales or their derivatives, source rock oils or their derivatives, whether alone or in combination.
  • the fillers being treated are preferably atmospheric residues or vacuum residues, or mixtures of these residues.
  • the hydrocarbon feedstock treated in the process according to the invention is sulfurized. Its sulfur content is at least 0.5% by weight, preferably at least 1% by weight, more preferably at least 4% by weight, more preferably at least 5% by weight.
  • the hydrocarbon feedstock treated in the process according to the invention may contain asphaltenes. Its asphaltenes content may be at least 2% by weight.
  • asphaltene is meant in the present description heavy hydrocarbon compounds insoluble in n-heptane (also called Cl asphalenes) but soluble in toluene.
  • the quantification of asphaltenes generally uses standard analyzes as defined, for example, in standards AFNOR T 60-115 (France) or ASTM 893-69 (United States).
  • the nickel and vanadium (Ni + V) metal content of the filler is preferably greater than 110 ppm, and more preferably greater than 150 ppm by weight.
  • This co-charge may be a hydrocarbon fraction or a lighter hydrocarbon fraction mixture, which may preferably be chosen from the products resulting from a fluid catalytic cracking (FCC) process according to the English terminology. Saxon), a light cutting oil (LCO or "light cycle oil” according to the English terminology), a heavy cutting oil (HCO or "heavy cycle oil” according to the English terminology), a decanted oil, a FCC residue, a diesel fraction, in particular a fraction obtained by atmospheric or vacuum distillation, such as, for example, vacuum gas oil, or possibly from another refining process.
  • FCC fluid catalytic cracking
  • the co-charge may also advantageously be one or more cuts from the liquefaction process of coal or biomass, aromatic extracts, or any other hydrocarbon cuts or non-petroleum fillers such as pyrolysis oil.
  • the heavy hydrocarbon feedstock according to the invention may represent at least 50%, preferably 70%, more preferably at least 80%, and still more preferably at least 90% by weight of the total hydrocarbon feedstock treated by the process according to the invention. .
  • Hydrotreatment commonly known as HDT, is understood to mean the catalytic treatments with hydrogen supply making it possible to refine, that is to say, to reduce substantially the content of metals, sulfur and other impurities, hydrocarbon feedstocks, while improving the ratio hydrogen on the load and transforming the load more or less partially into lighter cuts.
  • Hydroprocessing includes hydrodesulfurization reactions (commonly referred to as HDS), hydrodenitrogenation reactions (commonly referred to as HDN), and hydrodemetallation reactions (commonly referred to as HDM), accompanied by hydrogenation, hydrodeoxygenation, hydrogenation, and hydrogenation reactions. hydrodearomatization, hydroisomerization, hydrodealkylation, hydrocracking, hydro-deasphalting and Conradson carbon reduction.
  • the hydrotreatment step (a) comprises a hydrodemetallation first stage (a1) carried out in one or more hydrodemetallation zones in fixed beds and a second hydrodesulfurization second stage (a2) thereafter.
  • (HDS) carried out in one or more hydrodesulfurization zones in fixed beds.
  • first hydrodemetallation step (a1) the feedstock and hydrogen are contacted on a hydrodemetallization catalyst, in hydrodemetallation conditions, and then during said second hydrodesulphurization step (a2), the effluent of the first hydrodemetallation step (a1) is brought into contact with a hydrodesulphurization catalyst, under hydrodesulfurization conditions.
  • This process known as HYVAHL-F TM, is described, for example, in US Pat. No. 5,417,846.
  • hydrodemetallization step hydrodemetallation reactions are carried out, but also a part of the other hydrotreatment reactions and in particular hydrodesulfurization reactions.
  • hydrodesulphurization step hydrodesulphurization reactions are carried out but also part of the other hydro-treatment reactions and in particular hydrodemetallation reactions.
  • the hydrodemetallization step begins where the hydrotreatment step begins, ie where the metal concentration is maximum.
  • the hydrodesulphurization step ends where the hydro-treatment step ends, where sulfur removal is the most difficult.
  • the skilled person sometimes defines a transition zone in which all types of hydrotreatment reaction occur.
  • the hydrotreatment step (a) according to the invention is carried out under hydrotreatment conditions. It may advantageously be used at a temperature of between 300 ° C. and 500 ° C., preferably between 350 ° C. and 420 ° C. and under an absolute pressure of between 2 MPa and 35 MPa, preferably between 11 MPa and 20 ° C. MPa.
  • the temperature is usually adjusted according to the desired level of hydrotreatment and the duration of the targeted treatment.
  • the space velocity of the hydrocarbon feedstock can be in a range from 0.1 hr -1 to 5 h -1 , preferably 0.1 h -1 to 2 h -1 , more preferably 0.1 h -1 to 0.45 h -1 , and still more preferably 0.1 h -1 to 0, 2 h "1.
  • the quantity of hydrogen mixed with the feedstock may be between 100 and 5000 normal cubic meters (Nm 3 ) per cubic meter (m 3 ) of liquid feedstock, preferably between 200 Nm 3 / m 3 and 2000 Nm 3 / m 3, and more preferably between 300 Nm 3 / m 3 and 1500 Nm 3 / m 3 .
  • the hydrotreating step (a) can be carried out industrially in one or more liquid downflow reactors.
  • the hydrotreatment catalysts used are preferably known catalysts. These may be granular catalysts comprising, on a support, at least one metal or metal compound having a hydrodehydrogenating function.
  • These catalysts may advantageously be catalysts comprising at least one Group VIII metal, generally selected from the group consisting of nickel and cobalt, and / or at least one Group VIB metal, preferably molybdenum and / or tungsten.
  • a catalyst comprising from 0.5% to 10% by weight of nickel, preferably from 0.5% to 5% by weight of nickel (expressed as nickel oxide NiO) and from 1% to 30% by weight can be used.
  • % by weight of molybdenum preferably from 5% to 20% by weight of molybdenum (expressed as molybdenum oxide M0O3) on a mineral support.
  • This support may for example be chosen from the group consisting of alumina, silica, silica-aluminas, magnesia, clays and mixtures of at least two of these minerals.
  • this support may contain other doping compounds, in particular oxides selected from the group consisting of boron oxide, zirconia, ceria, titanium oxide, phosphoric anhydride and a mixture of these oxides.
  • oxides selected from the group consisting of boron oxide, zirconia, ceria, titanium oxide, phosphoric anhydride and a mixture of these oxides.
  • phosphorus pentoxide P2O5 When phosphorus pentoxide P2O5 is present, its concentration is less than 10% by weight.
  • boron trioxide B 2 0 5 When boron trioxide B 2 0 5 is present, its concentration is less than 10% by weight.
  • the alumina used may be a gamma ( ⁇ ) or ⁇ (eta) alumina. This catalyst is most often in the form of extrudates.
  • the total content of metal oxides of Groups VIB and VIII may be from 5% to 40% by weight and in general from 7% to 30% by weight and the weight ratio expressed as metal oxide between metal (or metals) of the group VIB on metal (or metals) group VIII is generally between 20 and 1, and usually between 10 and 2.
  • specific catalysts suitable for each step are preferably used.
  • Catalysts that can be used in the HDM step are for example indicated in patent documents EP 0113297, EP 0113284, US Pat. No. 5,222,656, US Pat. No. 5,827,421, US Pat. No. 7,110,445, US Pat. No. 5,622,616 and US Pat. No. 5,089,463.
  • HDM catalysts are preferably used in the reactive reactors.
  • Catalysts that can be used in the HDS step are, for example, indicated in patent documents EP 0113297, EP 0113284, US Pat. No. 6589908, US Pat. No. 4,818,743 or US Pat. No. 6,332,976.
  • the catalysts used in the process according to the present invention are preferably subjected to an in situ or ex situ sulfurization treatment.
  • the step (a) of fixed bed hydrotreatment uses a system of permutable reactors, also called guard zones, upstream of the main hydrotreatment reactors.
  • the hydrotreatment step (a) can be implemented in one or more hydrotreatment zones in fixed beds preceded by at least two hydrotreatment guard zones also in fixed beds, arranged in series to be used in a cyclic manner consisting of the successive repetition of steps a ") and a" ") defined below: a ') a step, in which the guard zones are used together for a duration at most equal to the deactivation time and / or clogging of one of them, a ") a step, during which the deactivated and / or clogged guard zone is short-circuited and the catalyst it contains is regenerated and / or replaced by catalyst, and during which the other guard zone (s) are used, and "") a step, during which the guard zones are used together, the guard zone whose catalyst has been regenerated and / or replaced during the previous step being reconnected and said step being continued for a period at most equal to the time of deactivation and / or clogging of one of the guard zones.
  • this reactor is reconnected downstream of the reactor in operation.
  • the system of reactive reactors is known from patents FR 2681871, FR 2784687 and EP 1343857.
  • the function of the reactive reactors is to protect the main reactors hydrotreating downstream avoiding clogging and / or deactivation. Indeed, a problem encountered when using fixed beds is the clogging that occurs because of the asphaltenes and sediments contained in the load. Another problem is deactivation of the catalyst due to the large metal deposition that occurs during the hydrotreatment reactions.
  • the switchable reactors are thus used to increase the operating cycle of the hydrotreating unit by allowing the deactivated and / or clogged catalyst to be replaced only in the cyclically operating switchable reactors without stopping the entire unit for a period of time. .
  • the deactivation and / or clogging time varies depending on the feedstock, the operating conditions of the hydrotreating step and the catalyst (s) used. It is generally expressed by a drop in the catalytic performance which can be observed by an increase in the concentration of metals and / or other impurities in the effluent, an increase in the temperature necessary for the maintenance of a catalyst activity or, in the specific case of a clogging, by a significant increase in the pressure drop.
  • the pressure drop ⁇ expressing a degree of clogging, can be continuously measured throughout the cycle on each of the zones and can be defined by a pressure increase resulting from the partially blocked passage of the flow through the zone. Similarly, the temperature can be measured continuously throughout the cycle on each of the two zones.
  • the deactivation and / or clogging time is thus defined as the time when the limit value of the pressure drop and / or the temperature is reached.
  • the limit value of the pressure drop is generally between 0.3 MPa and 1 MPa (3 and 10 bar), preferably between 0.5 MPa and 0, 8 MPa (5 and 8 bar).
  • the limit value of the temperature is generally between 400 ° C. and 430 ° C., the temperature corresponding to the measured average temperature of the catalytic bed.
  • the operating conditions of the reactive reactors are generally identical to those of the main hydrotreating reactors.
  • the value of the space velocity VVH of each switchable operating reactor is preferably between 0.2 h "1 and 4 h" 1, more preferably between 1 h "1 to 2 hours" 1.
  • the overall VVH space velocity value of the permutable reactors and that of each reactor is chosen so as to achieve the maximum hydrodemetallation while controlling the reaction temperature and thus limit the exothermicity.
  • a catalyst conditioning section permitting the permutation of these guard zones in operation, that is to say without stopping the operation of the unit.
  • the conditioning section of the catalyst may comprise the following elements: a system that operates at moderate pressure, preferably between 1 MPa and
  • the effluent leaving the reactive reactors can then be sent to the main hydrotreating reactors.
  • Each hydrotreatment zone or hydrotreating guard zone may contain at least one catalytic bed, for example 1, 2, 3, 4 or 5 catalytic beds.
  • each guard zone contains a catalytic bed.
  • Each catalytic bed may contain at least one catalytic layer containing one or more catalysts, optionally preceded by at least one inert layer, for example alumina or ceramic in the form of extrudates, balls or pellets.
  • the catalysts used in the catalytic bed (s) may be identical or different.
  • the hydrocarbon feedstock passes through the inlet of each guard zone a filter plate located upstream of the catalytic bed (s) (s) contained in the guard zone. This filter plate, described for example in patent FR 2889973, advantageously allows to trap the clogging particles contained in the hydrocarbon feedstock by means of a specific distributor plate comprising a filter medium.
  • the effluent obtained at the end of the fixed bed hydrotreatment step (a) undergoes at least one separation step, optionally supplemented by additional separation steps, which make it possible to separate at least one light fraction and at least one heavy fraction.
  • light fraction is meant a fraction in which at least 90% of the compounds have a boiling point below 350 ° C.
  • heavy fraction is meant a fraction in which at least 90% of the compounds have a boiling point greater than or equal to 350 ° C.
  • the light fraction obtained during the separation step (b) comprises a gaseous phase and at least a light fraction of hydrocarbons of the naphtha, kerosene and / or diesel type.
  • the heavy fraction preferably comprises a vacuum distillate fraction and a vacuum residue fraction and / or an atmospheric residue fraction.
  • the step (b) of separation can be implemented by any method known to those skilled in the art. This method may be selected from high or low pressure separation, high or low pressure distillation, high or low pressure stripping, liquid / liquid extraction, solid / liquid separation, centrifugation, and combinations of these methods. operate at different pressures and temperatures.
  • the effluent from step (a) hydrotreatment undergoes a step (b) separation with decompression.
  • the separation is preferably carried out in a fractionation section which may firstly comprise a high temperature high pressure separator (HPHT), and possibly a low temperature high pressure separator (HPBT), followed optionally afterwards.
  • HPHT high temperature high pressure separator
  • HPBT low temperature high pressure separator
  • an atmospheric distillation section and / or a vacuum distillation section The effluent of step (a) can be sent to a fractionation section, usually in an HPHT separator, having a point of cutting between 200 ° C and 400 ° C to obtain a light fraction and a heavy fraction.
  • the separation is preferably not made according to a precise cutting point, it is rather like a flash type separation.
  • said heavy fraction can then be fractionated by atmospheric distillation into at least one atmospheric distillate fraction, preferably containing at least a light fraction of naphtha, kerosene and / or diesel type hydrocarbons, and an atmospheric residue fraction.
  • At least a part of the atmospheric residue fraction can also be fractionated by vacuum distillation into a vacuum distillate fraction, preferably containing vacuum gas oil, and a vacuum residue fraction.
  • At least a portion of the vacuum residue fraction and / or the atmospheric residue fraction are advantageously sent to the hydroconversion step (c).
  • Part of the vacuum residue may also be recycled in step (a) of hydrotreatment.
  • the effluent from the hydrotreating step (a) undergoes a step (b) of separation without decompression.
  • the effluent of the hydrotreatment stage (a) is sent to a fractionation section, generally in an HPHT separator, having a cutting point between 200 and 400.degree. minus a light fraction and at least one heavy fraction.
  • the separation is preferably not made according to a precise cutting point, it is rather like a flash type separation.
  • the heavy fraction can then be directly sent to the hydroconversion stage (c).
  • the light fraction may undergo other separation steps.
  • it may be subjected to atmospheric distillation to obtain a gaseous fraction, at least a light fraction of liquid hydrocarbons of the naphtha, kerosene and / or diesel type and a vacuum distillate fraction, the last fraction possibly being at least part sent at least partly in step (c) of hydroconversion.
  • Another part of the vacuum distillate can be used as a fluxing agent for a fuel oil.
  • Another part of the vacuum distillate can be upgraded by being subjected to a hydrocracking step and / or catalytic cracking in a fluidized bed. No-decompression separation provides better thermal integration and saves energy and equipment.
  • this embodiment has technico-economic advantages since it is not necessary to increase the flow pressure after separation before the subsequent hydroconversion step. Intermediate fractionation without decompression being simpler than fractionation with decompression, the investment cost is therefore advantageously reduced.
  • the gaseous fractions resulting from the separation step preferably undergo a purification treatment to recover the hydrogen and recycle it to the hydrotreating and / or hydroconversion reactors.
  • the presence of the intermediate separation step, between the hydrotreatment step (a) and the hydroconversion step (c) advantageously makes it possible to have two independent hydrogen circuits, one connected to the hydro-treatment, the other to hydroconversion, and which, if necessary, can be connected to each other.
  • the addition of hydrogen can be done at the hydrotreatment section or at the hydroconversion section or at both.
  • the recycle hydrogen can feed the hydrotreatment section or the hydroconversion section or both.
  • a compressor may possibly be common to both hydrogen circuits.
  • the fact of being able to connect the two hydrogen circuits makes it possible to optimize the management of hydrogen and to limit the investments in terms of compressors and / or purification units of the gaseous effluents.
  • the various embodiments of the hydrogen management that can be used in the present invention are described in the patent application FR 2957607.
  • the light fraction obtained at the end of the separation step (b), which comprises hydrocarbon-type hydrocarbons. naphtha, kerosene and / or diesel or other, including LPG and vacuum gas oil, can be upgraded according to the methods are well known to those skilled in the art.
  • the products obtained can be incorporated into fuel formulations (also called “pools" fuels according to the English terminology) or undergo additional refining steps.
  • the fraction (s) naphtha, kerosene, gas oil and vacuum gas oil may be subjected to one or more treatments, for example hydrotreatment, hydrocracking, alkylation, isomerization, catalytic reforming, catalytic or thermal cracking, to bring them in a controlled manner. separated or in mixture with the required specifications which may relate to the sulfur content, the point of smoke, the octane number, cetane, and others.
  • Step (c) bubbling bed hydroconversion
  • a hydroconversion stage (c) which is carried out in at least one reactor containing a catalyst supported in bubbling bed.
  • Said reactor can operate at an upward flow of liquid and gas.
  • the main purpose of hydroconversion is to convert the heavy hydrocarbon feedstock into lighter cuts while partially refining it.
  • part of the initial hydrocarbon feedstock can be injected directly into the bubbling bed hydroconversion section (c), mixed with the heavy fraction of the effluent from the step (b) of separation, without this part of the hydrocarbon feedstock being treated in the hydrotreatment section (a) in a fixed bed.
  • This embodiment can be likened to a partial short circuit of the hydrotreatment section (a) in a fixed bed.
  • a co-charge may be introduced at the inlet of the hydroconversion section (c) in a bubbling bed with the heavy fraction of the effluent resulting from the separation step (b).
  • This co-charge can be chosen from atmospheric residues, vacuum residues from direct distillation, deasphalted oils, aromatic extracts from lubricant base production lines, hydrocarbon fractions or a mixture of hydrocarbon fractions that can be chosen. among the products resulting from a fluid-bed catalytic cracking process, in particular a light cutting oil (LCO), a heavy cutting oil (HCO), a decanted oil, or possibly derived from distillation, the gas oil fractions including those obtained by atmospheric or vacuum distillation, such as, for example, vacuum gas oil.
  • this co-charge may be partially or totally injected into one of the reactors downstream of the first reactor.
  • the hydrogen necessary for the hydroconversion reaction can be injected at the inlet of the hydroconversion section (c) in a bubbling bed. It may be recycling hydrogen and / or make-up hydrogen. In the case where the hydroconversion section has several bubbling bed reactors, hydrogen can be injected at the inlet of each reactor.
  • Bubbling bed technology is well known to those skilled in the art. Only the main operating conditions will be described here. Bubbling bed technologies conventionally use supported catalysts in the form of extrudates whose diameter is generally of the order of about 1 millimeter, for example 0.9 mm or 1.2 mm.
  • the catalysts remain inside the reactors and are not evacuated with the products, except during the makeup and catalyst withdrawal phases necessary to maintain the catalytic activity.
  • the temperature levels can be high to achieve high conversions while minimizing the amounts of catalysts used.
  • the catalytic activity can be kept constant by replacing the catalyst in line. It is therefore not necessary to stop the unit to change the spent catalyst, nor to increase the reaction temperatures along the cycle to compensate for the deactivation.
  • the conditions of the boiling bed hydroconversion stage (c) may be conventional bubbling bed hydroconversion conditions of a liquid hydrocarbon fraction. It can be operated under an absolute pressure of between 2.5 MPa and 35 MPa, preferably between 5 MPa and 25 MPa, more preferably between 6 MPa and 20 MPa, and even more preferably between 11 MPa and 20 MPa at a temperature between 330 ° C and 550 ° C, preferably between 350 ° C and 500 ° C.
  • the space velocity (VVH) and the hydrogen partial pressure are parameters that are set according to the characteristics of the product to be treated and the desired conversion.
  • VVH (defined as the volumetric flow rate of the load divided by the total volume of the reactor ebullated bed) is typically in a range of from 0.1 hr "1 to 10 hours" 1, preferably 0.2 h " 1 to 5 h -1 and more preferably 0.2 h -1 to 1 h -1 .
  • the amount of hydrogen mixed with the feedstock is usually from 50 to 5000 normal cubic meters (Nm 3 ) per cubic meter (m 3 ) of liquid feed, most often from 100 Nm 3 / m 3 to 1500 NmV and preferably from 200 NmV at 1200 NmV.
  • a conventional hydroconversion granular catalyst comprising, on an amorphous support, at least one metal or metal compound having a hydro-dehydrogenating function can be used.
  • This catalyst may be a catalyst comprising Group VIII metals, for example nickel and / or cobalt, most often in combination with at least one a group VIB metal, for example molybdenum and / or tungsten.
  • a catalyst comprising from 0.5% to 10% by weight of nickel and preferably from 1% to 5% by weight of nickel (expressed as nickel oxide NiO) and from 1% to 30% by weight may be employed.
  • weight of molybdenum preferably from 5% to 20% by weight of molybdenum (expressed as molybdenum oxide M0O3) on an amorphous mineral support.
  • This support may for example be chosen from the group consisting of alumina, silica, silica-aluminas, magnesia, clays and mixtures of at least two of these minerals.
  • This support may also contain other compounds and for example oxides selected from the group consisting of boron oxide, zirconia, titanium oxide, phosphoric anhydride. Most often an alumina support is used and very often a support of alumina doped with phosphorus and possibly boron.
  • phosphorus pentoxide P2O5 When phosphorus pentoxide P2O5 is present, its concentration is usually less than 20% by weight and most often less than 10% by weight.
  • boron trioxide B 2 0 3 When boron trioxide B 2 0 3 is present, its concentration is usually less than 10% by weight.
  • the alumina used is usually ⁇ (gamma) or ⁇ (eta) alumina.
  • This catalyst may be in the form of extrudates.
  • the total content of metal oxides of groups VI and VIII may be between 5% and 40% by weight, preferably between 7% and 30% by weight, and the weight ratio expressed as metal oxide between metal (or metals) of group VI on metal (or metals) of group VIII is between 20 and 1, preferably between 10 and 2.
  • the used catalyst can be partly replaced by fresh catalyst, generally by withdrawal at the bottom of the reactor and introduction at the top of the fresh or new catalyst reactor at regular time interval, that is to say for example by puff or continuously or almost continuously.
  • the catalyst can also be introduced from below and withdrawn from the top of the reactor. For example, fresh catalyst can be introduced every day.
  • the replacement rate of spent catalyst with fresh catalyst may be, for example, from about 0.05 kilograms to about 10 kilograms per cubic meter of charge.
  • This withdrawal and replacement are performed using devices for the continuous operation of this hydroconversion step.
  • the hydroconversion reactor usually comprises a recirculation pump for maintaining the bubbling bed catalyst by continuous recycling of at least a portion of the liquid withdrawn at the top of the reactor and reinjected at the bottom 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 before it is reinjected in the hydroconversion stage (c).
  • This hydroconversion step (c) according to the process of the invention can be carried out under the conditions of the H-OIL® process as described, for example, in US Pat. No. 6,270,654.
  • the ebullated bed hydroconversion can be carried out in a single reactor or in several reactors, preferably two, arranged in series.
  • the fact of using at least two bubbling bed reactors in series makes it possible to obtain products of better quality and with better performance.
  • hydroconversion into two reactors makes it possible to have improved operability with regard to the flexibility of the operating conditions and the catalytic system.
  • the temperature of the second bubbling bed reactor is at least 10 ° C higher than that of the first bubbling bed reactor.
  • the pressure of the second reactor may be 0.1 MPa to 1 MPa lower than for the first reactor to allow the flow of at least a portion of the effluent from the first step without pumping is necessary.
  • the different operating conditions in terms of temperature in the two hydroconversion reactors are selected to be able to control the hydrogenation and the conversion of the feedstock into the desired products in each reactor.
  • the effluent obtained at the end of the first substep (cl ) can optionally be subjected to a separation step of the light fraction and the heavy fraction, and at least a part, preferably all, of said heavy fraction can be treated in the second hydroconversion sub-step (c2) .
  • This separation is advantageously done in an inter-stage separator, as described for example in US Pat. No. 6,270,654, and in particular makes it possible to avoid over cracking of the light fraction in the second hydroconversion reactor.
  • Step (d) of separation of the hydroconversion effluent The process according to the invention further comprises a step (d) of separation make it possible to obtain at least one gaseous fraction and at least one liquid hydrocarbon fraction.
  • the effluent obtained at the end of the hydroconversion stage (c) comprises a liquid fraction and a gaseous fraction containing the gases, in particular H 2 , H 2 S, NH 3 , and C 1 -C 4 hydrocarbons.
  • This gaseous fraction can be separated from the hydrocarbon effluent by means of separating devices well known to those skilled in the art, in particular by means of one or more separator flasks that can operate at different pressures and temperatures, possibly associated with each other. to a means of stripping with steam or hydrogen.
  • the effluent obtained at the end of the hydroconversion stage (c) is advantageously separated in at least one separator flask into at least one gaseous fraction and at least one liquid fraction.
  • These separators may for example be high temperature high pressure separators (HPHT) and / or high temperature low pressure separators (HPBT).
  • this gaseous fraction is preferably treated in a hydrogen purification means so as to recover the hydrogen not consumed during the hydro-treatment and hydroconversion reactions.
  • the hydrogen purification means may be an amine wash, a membrane, a PSA (pressure swing adsorption) system, or several of these means arranged in series.
  • the purified hydrogen can then advantageously be recycled in the process according to the invention, after possible recompression.
  • the hydrogen may be introduced at the inlet of the hydro-treatment step (a) and / or at different locations during the hydrotreatment stage (a) and / or at the inlet of the stage (c). hydroconversion and / or at different locations during step (c) of hydroconversion.
  • the separation step (d) may also comprise atmospheric distillation and / or vacuum distillation.
  • the separation step (d) further comprises at least one atmospheric distillation, in which the liquid hydrocarbon fraction (s) obtained after separation is (are) fractionated (s). by atmospheric distillation into at least one atmospheric distillate fraction and at least one atmospheric residue fraction.
  • the atmospheric distillate fraction may contain commercially recoverable fuels bases (naphtha, kerosene and / or diesel), for example in the refinery for the production of automotive and aviation fuels.
  • the separation step (d) of the process according to the invention may advantageously also comprise at least one vacuum distillation in which the liquid hydrocarbon fraction (s) obtained (s) after separation and / or the atmospheric residue fraction obtained after atmospheric distillation is (are) fractionated by vacuum distillation into at least one vacuum distillate fraction and at least one vacuum residue fraction.
  • the separation step (d) firstly comprises an atmospheric distillation, in which the liquid hydrocarbon fraction (s) obtained (s) obtained after separation is (are) fractionated ( s) by atmospheric distillation into at least one atmospheric distillate fraction and at least one atmospheric residue fraction, followed by vacuum distillation in which the atmospheric residue fraction obtained after atmospheric distillation is fractionated by vacuum distillation into at least one vacuum distillate fraction and at least one residue fraction under vacuum.
  • the vacuum distillate fraction typically contains vacuum gas oil fractions.
  • At least a portion of the vacuum residue fraction can be recycled to the hydroconversion stage (c).
  • This liquid hydrocarbon fraction may advantageously serve as a fuel oil base, especially for a bunker oil.
  • all of the liquid hydrocarbon effluent obtained at the end of the separation step (d) may have a sulfur content of less than or equal to 0.5% by weight, preferably less than or equal to 0.3. % by weight, more preferably less than or equal to 0.1% by weight, and even more preferably less than or equal to 0.08% by weight.
  • the conversion of the hydrocarbon feedstock into lighter fractions may be between 10% and 95%, preferably between 25% and 90%, and more preferably between 40% and 85%.
  • the conversion rate mentioned above is defined as the amount of compounds having a boiling point above 520 ° C in the initial hydrocarbon feedstock, minus the amount of compounds having a boiling point above 520 ° C in the hydrocarbon effluent obtained at the end of step (c) hydroconversion, all divided by the amount of compounds having a point boiling above 520 ° C in the initial hydrocarbon feedstock.
  • a high conversion rate is advantageous insofar as this conversion rate illustrates the production of conversion products, mainly atmospheric distillates and / or vacuum distillates of the naphtha, kerosene and diesel type, in a significant amount.
  • This liquid hydrocarbon effluent may, at least in part, advantageously be used as fuel oil bases or as fuel oil, especially as a base of bunker oil or as fuel oil, with low sulfur content meeting the new recommendations of the International Maritime Organization .
  • fuel is meant in the invention a hydrocarbon feedstock used as fuel.
  • oil base is meant in the invention a hydrocarbon feed which, mixed with other bases, constitutes a fuel oil.
  • the properties of these bases are very diverse.
  • the hydrocarbon effluent obtained at the end of the hydroconversion stage (c), and in particular the heavier liquid fraction obtained, may contain sediments and catalyst residues resulting from the fixed-bed stage and / or of the boiling bed stage in the form of fines.
  • the process according to the invention may comprise an additional step of separating the sediments and the fines. the liquid hydrocarbon effluent after the separation step (d).
  • the process according to the invention may therefore also comprise a step (e) for separating sediments and fines, in which at least a portion of the atmospheric residue and / or vacuum distillate and / or vacuum residue fractions are subjected to separation of sediments and catalyst fines, using at least one filter, centrifuge system or inline decantation.
  • the process according to the invention may further comprise a catalytic cracking step (f), in which at least a part of the fraction vacuum distillate and / or of the fraction vacuum residue, possibly previously subject in the sediment and fines separation step (e), is sent to a catalytic cracking section in which it is treated under conditions allowing the production of a gaseous fraction, a gasoline fraction, a diesel fraction and a fraction. residual.
  • a catalytic cracking step (f) in which at least a part of the fraction vacuum distillate and / or of the fraction vacuum residue, possibly previously subject in the sediment and fines separation step (e) is sent to a catalytic cracking section in which it is treated under conditions allowing the production of a gaseous fraction, a gasoline fraction, a diesel fraction and a fraction. residual.
  • Said step (f) of catalytic cracking may be a catalytic cracking step in a fluidized bed, for example according to the process developed by the Applicant Company called R2R.
  • This step can be carried out in a conventional manner known to those skilled in the art under the appropriate cracking conditions in order to produce lower molecular weight hydrocarbon products.
  • Functional descriptions and catalysts for use in fluidized bed cracking in this step (f) are described, for example, in US Pat. Nos. 4,695,370, EP 0184517, US 4959334, EP 0323297, US 4965232, US 5120691, US 5344554, US 5449496, EP 0485259, US 5286690, US 5324696, EP 0542604 and EP 0699224.
  • the fluidized catalytic cracking reactor is operable with upflow or downflow. Although this is not a preferred embodiment of the present invention, it is also conceivable to perform catalytic cracking in a moving bed reactor.
  • Particularly preferred catalytic cracking catalysts are those containing at least one zeolite usually in admixture with a suitable matrix such as, for example, alumina, silica, silica-alumina.
  • At least a part of the residual fraction obtained at the end of the catalytic cracking step (f), often called "slurry" fraction by the person skilled in the art, can be recycled at the inlet of the step (f). ) of catalytic cracking and / or at the inlet of the hydrotreatment stage (a) and / or at the inlet of the hydroconversion stage (c).
  • the residual fraction may also be at least partly or even entirely sent to a refinery heavy fuel oil storage zone.
  • a portion of the diesel fraction and / or the residual fraction obtained at the end of this catalytic cracking step (f) may be used to form a fluxing base.
  • An object of the present invention is to produce marketable oils, including bunker fuels for maritime transport. It is preferable that this type of fuel meets certain specifications, especially in terms of viscosity.
  • a very common type of bunker oil has a viscosity of less than or equal to 380 cSt (at 50 ° C).
  • Other qualities of fuel oil, called “grades”, meet different specifications, especially from the point of view of viscosity.
  • the DMA grade imposes a viscosity of between 2 cSt and 6 cSt at 40 ° C. and the DMB grade has a viscosity of between 2 cSt and 11 cSt at 40 ° C.
  • oil bases may be mixed, if necessary, with fluxing bases or "cutter stocks" according to Anglo-Saxon terminology.
  • Fuel specifications are for example described in the IS08217 standard (last version in 2012).
  • the fluxing bases are generally of the kerosene, diesel or vacuum gas oil type. They can be chosen from oils of light cutting oils (LCO) of a catalytic cracking, heavy cutting oils (HCO) of a catalytic cracking, the residue of a catalytic cracking, kerosene, diesel fuel, vacuum distillate and / or decanted oil.
  • LCO light cutting oils
  • HCO heavy cutting oils
  • the atmospheric residue and / or the vacuum distillate and / or the vacuum residue obtained (s) at the end of the separation step (d), possibly previously subjected to the step (e) separating sediments and fines may be mixed with one or more fluxing bases selected from the group consisting of light catalytic cracking oils, heavy-duty cutting oils, and catalytic cracking, the residue of a catalytic cracking, a kerosene, a gas oil, a vacuum distillate and / or a decanted oil.
  • one or more fluxing bases selected from the group consisting of light catalytic cracking oils, heavy-duty cutting oils, and catalytic cracking, the residue of a catalytic cracking, a kerosene, a gas oil, a vacuum distillate and / or a decanted oil.
  • said fluxing base is chosen from a part of the light fraction of kerosene or diesel type hydrocarbons obtained at the end of step (b) of separation, a part of the heavy hydrocarbon fraction. of the vacuum distillate type obtained at the end of the separation step (b), and a portion of the gasoline fraction, of the diesel fraction and / or of the residual fraction obtained at the end of the step (f) of cracking Catalytic.
  • said fluxing base may be chosen from a part of the kerosene and / or diesel fraction obtained at the end of the ebullated bed hydroconversion stage.
  • Step (e) separation of sediment and fines with one or more fluxing bases, advantageously obtained a fuel oil used in shipping, also called bunker oil, low sulfur content.
  • the present invention therefore also relates to such a fuel oil having a sulfur content of less than or equal to 0.5% by weight, preferably less than or equal to 0.1% by weight.
  • This oil can advantageously have a sediment content of less than or equal to 0.1% by weight, so as to comply with the new version of the ISO 8217: 2012 standard.
  • the viscosity of this oil may be between 1 cSt and 700 cSt at 50 ° C.
  • FIGS. 1, 2 and 3 An advantageous embodiment of the method according to the invention is shown in FIGS. 1, 2 and 3.
  • FIG. 1 represents a process according to the invention with intermediate separation with decompression. For more legibility, the operation of the guard zones in the hydrotreatment section of FIG. 1 is described in FIG. 2.
  • the charge (10), preheated in the enclosure (12), mixed with recycled hydrogen (14) and makeup hydrogen (24) preheated in the enclosure (16) are introduced via the conduit (18) into the guard zone system
  • the operation of the guard zones in the hydrotreatment section comprising two guard zones (or permutable reactors) Ra and Rb comprises a series of cycles each comprising four successive stages:
  • step i a first step (step i) during which the charge passes successively through the reactor Ra and then the reactor Rb, a second step (step ii) during which the feed passes only through the reactor Rb, the reactor Ra being short-circuited for regeneration and / or replacement of the catalyst,
  • step iii a third step (step iii) during which the charge passes successively through the reactor Rb and then the reactor Ra,
  • step iv a fourth step (step iv) during which the charge passes only through the reactor Ra, the reactor Rb being short-circuited for regeneration and / or replacement of the catalyst.
  • Steps i and iii are steps during which all guard zones are used.
  • Steps ii and iv are steps during which one guard area is short-circuited while the other is used.
  • step (i) the preheated charge is introduced via the line (18) and the line (19) comprising a valve VI open towards the line (20) and the guard reactor Ra containing a fixed bed A of catalyst.
  • valves V3, V4 and V5 are closed.
  • the effluent from the reactor Ra is sent via the pipe (21), the pipe (22) comprising an open valve V2 and the pipe (23) into the guard reactor Rb containing a fixed bed B of catalyst.
  • the effluent from the reactor Rb is sent through the lines (24) and (25) comprising an open valve V6 and the pipe (26) to the main hydrotreatment section which will be described later.
  • step (ii) the valves VI, V2, V4 and V5 are closed and the load is introduced via the line (18) and the line (27) comprising a valve V3 open towards the line (23) and the reactor Rb.
  • the reactor effluent Rb is sent through lines (24) and (25) having an open valve V6 and line (26) to the main hydrotreatment section.
  • step (iii) the valves VI, V2 and V6 are closed and the valves V3, V4 and V5 are open.
  • the charge is introduced via the line (18) and the lines (27) and (23) to the reactor Rb.
  • the effluent from the reactor Rb is sent via the pipe (24), the pipe (28) having an open valve V4 and the pipe (20) into the guard reactor Ra.
  • the effluent from the reactor Ra is sent through the lines (21) and (29) having an open valve V5 and the pipe (26) to the main hydrotreatment section.
  • step (iv) the valves V2, V3, V4 and V6 are closed and the valves V1 and V5 are open.
  • the charge is introduced via line (18) and lines (19) and (20) to the reactor Ra.
  • the effluent from the reactor Ra is sent via the lines (21) and (29) comprising an open valve V5 and the pipe (26) to the main hydrotreatment section.
  • the effluent leaving the at least one holding reactor is optionally remixed with hydrogen arriving via line (65) in an HDM reactor (30) which contains a fixed bed (32) of catalyst .
  • an HDM reactor (30) which contains a fixed bed (32) of catalyst .
  • the HDM and HDS section may have multiple HDM and HDS reactors in series.
  • the recycled and / or auxiliary hydrogen can also be introduced into the hydrotreatment reactors between the different catalytic beds (not shown).
  • the effluent from the HDM reactor is withdrawn through line (34) and sent to the first HDS reactor (36) where it passes through a fixed bed (38) of catalyst.
  • the effluent from the hydrotreatment step is sent via line (42) into a high temperature high pressure separator (HPHT) (44) from which a gaseous fraction (46) and a liquid fraction (48) are recovered. ).
  • the cutting point is usually between 200 and 400 ° C.
  • the gaseous fraction (46) is sent, generally via an exchanger (not shown) or an air cooler (50) for cooling to a low temperature high pressure separator (HPBT) (52) from which a gaseous fraction (54) containing the gases (H 2 , H 2 S, NH 3 , C 1 -C 4 hydrocarbons, etc.) and a liquid fraction (56).
  • the gaseous fraction (54) from the low temperature high pressure separator (HPBT) (52) is treated in the hydrogen purification unit (58) from which the hydrogen (60) is recovered for recycling via the compressor (62) and the line (65) to the reactors (30) and / or (36) or via the line (14) to the reactive reactors. Gases containing undesirable nitrogen and sulfur compounds are removed from the plant (stream (66)).
  • the liquid fraction (56) from the low temperature high pressure separator (HPBT) (52) is expanded in the device (68) and sent to the fractionation system (70).
  • a medium pressure separator (not shown) after the expander (68) can be installed to recover a gaseous fraction which is sent to the purification unit (58) and a liquid phase which is fed to the fractionation section (70).
  • the liquid fraction (48) from the high temperature high pressure separator (HPHT) (44) is expanded in the device (72) and sent to the fractionation system (70).
  • Fractions (56) and (48) may be sent together, after expansion, to the system (70).
  • the fractionations (70) and (172) may be common and treated all the light fractions including that coming from the inter-stage separator (108).
  • the fractionation system (70) comprises an atmospheric distillation system for producing a gaseous effluent (74), at least a so-called light fraction (76) and in particular containing naphtha, kerosene and diesel and an atmospheric residue fraction (78) .
  • Part of the atmospheric residue fraction can be sent via the line (80) into the hydroconversion reactors. All or part of the atmospheric residue fraction (78) is sent to a vacuum distillation column (82) to recover a fraction (84) containing the vacuum residue and a vacuum distillate fraction (86) containing vacuum gas oil.
  • the vacuum residue fraction (84), optionally mixed with a portion of the atmospheric residue fraction (80) and / or with a portion of the vacuum distillate fraction (86), is mixed with optionally recycled hydrogen (88). supplemented with makeup hydrogen (90) preheated in the furnace (91). It optionally passes through an oven (92).
  • a co-charge (94) may be introduced.
  • the heavy fraction is then introduced via the line (96) into the hydroconversion step at the bottom of the first bubbling bed reactor (98) operating at an upward flow of liquid and gas and containing at least one hydroconversion catalyst.
  • the reactor (98) usually comprises a recirculation pump (100) for maintaining the bubbling bed catalyst by continuously recycling at least a portion of the liquid withdrawn into the upper part of the reactor and reinjected at the bottom of the reactor.
  • the addition of fresh catalyst can be done from the top or the bottom of the reactor (not shown).
  • the catalyst supply can be carried out periodically or continuously.
  • the spent catalyst can be withdrawn from the bottom of the reactor (not shown) to either be removed or regenerated to remove carbon and sulfur prior to reinjection from the top of the reactor.
  • the catalyst withdrawn from the bottom of the first partially used reactor can also be transferred directly to the top of the second hydroconversion reactor (102) (not shown).
  • effluent converted (104) from the reactor (98) may be separated from the light fraction (106) in an inter-stage separator (108).
  • All or part of the effluent (110) from the inter-stage separator (108) is advantageously mixed with additional hydrogen (157), if necessary preheated (not shown).
  • This mixture is then injected via the pipe (112) into a second bubbling bed hydroconversion reactor (102) operating with an upward flow of liquid and gas containing at least one hydroconversion catalyst.
  • the operating conditions, in particular the temperature, in this reactor are chosen to reach the desired conversion level, as previously described. Addition and removal of the catalyst is carried out in the same manner as described for the first reactor.
  • the reactor (102) also usually includes a recirculation pump (114) operating in the same manner as the pump of the first reactor.
  • the effluent from bubbling bed reactors is sent via line (134) to a high temperature high pressure (HPHT) separator (136) from which a gaseous fraction (138) and a liquid fraction (140) are recovered.
  • the gaseous fraction (138) is sent generally via an exchanger (not shown) or a dry cooler (142) for cooling to a low temperature high pressure separator (HPBT) (144) from which a gaseous fraction (146) containing the gaseous fraction (146) is recovered.
  • the gaseous fraction (146) of the low temperature high pressure separator (HPBT) (144) is treated in the hydrogen purification unit (150) from which hydrogen (152) is recovered for recycling via the compressor. (154) and the line (156) and / or the line
  • the hydrogen purification unit may consist of an amine wash, a membrane, a PSA type system. Gases containing undesirable nitrogen and sulfur compounds are removed from the installation (flow
  • the liquid fraction (148) of the low temperature high pressure separator (HPBT) (144) is expanded in the device (160) and sent to the fractionation system (172).
  • a medium pressure separator after the expander (160) can be installed to recover a vapor phase that is sent to the unit.
  • the liquid fraction (140) from the high temperature high pressure separation (HPHT) (136) is expanded in the device (174) and sent to the fractionation system (172).
  • a medium pressure separator (not shown) after the expander (174) can be installed to recover a vapor phase that is sent to the purification unit (150) and / or to a dedicated medium pressure purification unit (not shown). ), and a liquid phase which is fed to the fractionation section (172).
  • the fractionation system (172) comprises an atmospheric distillation system for producing a gaseous effluent (176), at least a so-called light fraction (178), containing in particular naphtha, kerosene and diesel, and an atmospheric residue fraction (180). ).
  • Part of the atmospheric residue fraction (180) can be withdrawn via line (182) to form the desired oil bases.
  • All or part of the atmospheric residue fraction (180) can be sent to a vacuum distillation column (184) to recover a fraction containing the vacuum residue (186) and a vacuum distillate fraction (188) containing vacuum gas oil .
  • At least a portion of the vacuum residue fraction is preferably recycled via line (190) to the hydroconversion stage, or upstream of the hydrotreating step (line not shown) to increase the conversion.
  • the atmospheric residue fraction (182), the vacuum distillate fraction (188) and / or the vacuum residue fraction (186) can be subjected to a separation step of fines and sediments by, for example, filters (191). ), (192) and (193) respectively.
  • FIG. 3 represents another method according to the invention with intermediate separation without decompression. Essentially, only the differences between the process according to FIG. 3 and the process according to FIG. 1, the hydrotreating steps, will be described below. hydroconversion and separation after hydroconversion (and their references) being otherwise strictly identical.
  • the effluent treated in the hydrotreating reactors is sent via line (42) into a high temperature high pressure separator (HPHT) (44) from which a lighter fraction (46) and a residual fraction (48) are recovered. .
  • HPHT high temperature high pressure separator
  • the cutting point is usually between 200 and 400 ° C.
  • the residual fraction (48) is sent directly after a possible passage in an oven (92) in the hydroconversion section.
  • the lighter fraction (46) is sent, generally via an exchanger (not shown) or an air cooler (50) for cooling to a low temperature high pressure separator (HPBT) (52) from which a gaseous fraction is recovered (54). containing the gases (H 2 , H 2 S, NH 3 , hydrocarbons dC 4 ...) and a liquid fraction (56).
  • HPBT high pressure separator
  • the gaseous fraction (54) of the low temperature high pressure separator (HPBT) (52) is treated in the hydrogen purification unit (58) from which hydrogen (60) is recovered for recycling via the compressor. (154) and lines (64) and (156) to the hydrotreatment section and / or the hydroconversion section. Gases containing undesirable nitrogen, sulfur and oxygen compounds are removed from the plant (stream (66)). In this configuration, a single compressor (154) is used to supply all the reactors requiring hydrogen.
  • the liquid fraction (56) from the low temperature high pressure separator (HPBT) (52) is expanded in the device (68) and sent to the fractionation system (70).
  • the fractionation system (70) comprises an atmospheric distillation system for producing a gaseous effluent (74), at least a so-called light fraction (76) and containing in particular naphtha, kerosene and diesel and an atmospheric residue fraction (195).
  • a part of the atmospheric residue fraction can be sent via the line (195) into the hydroconversion reactors while another part of the atmospheric residue fraction (194) can be sent to another process (hydrocracking or FCC or hydrotreatment) .
  • the feed contains 254 ppm of metals (Ni + V).
  • the feedstock was subjected to a hydrotreatment step including two permutable reactors.
  • the distribution of HDM / HDS catalyst loading is 63/27.
  • the operating conditions are given in Table 1.
  • the performance in HDM hydrodemetallation in the fixed bed HDT section is greater than 80%.
  • the hydrotreatment effluent was then flashed at high pressure and high temperature flash (HPHT).
  • the heavy fraction (350 ° C. fraction) was sent to a hydroconversion stage comprising two successive bubbling bed reactors.
  • the operating conditions are given in Table 2.
  • the hydrogen consumed represents 1.69% by weight of the fresh feed introduced at the inlet of the hydrotreatment section.
  • This particularly high conversion rate illustrates the production of conversion products (mainly distillates) in a significant amount.
  • a second mixture consisting of 80% by weight of a fraction from the diesel cut and 20% by weight of a fraction was made. from the vacuum distillate cut. In these proportions, the mixture has a sulfur content of 0.09% and a viscosity of 6 cSt at 40 ° C.
  • This mixture thus constitutes a marine fuel of the distillate type ("marine gas oil” or “diesel marine” in the English terminology) which can be likened to the DMB grade (whose viscosity specification is between 2 cSt and 11 cSt at 40 ° C) for example. Because of its sulfur content of less than 0.1%, this mixture is a fuel of choice for ZCESs by 2015.

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Abstract

La présente invention concerne un procédé de traitement de charges lourdes pétrolières pour la production de fiouls et de bases de fiouls, notamment de fiouls de soute et de bases de fiouls de soute, à basse teneur en soufre. Ce procédé comprend une étape (a) d'hydrotraitement en lit fixe d'une charge hydrocarbonée lourde soufrée, suivie d'une étape (b) une étape de séparation de l'effluent obtenu à l'issue de l'étape (a) d'hydrotraitement en au moins une fraction légère et au moins une fraction lourde, une étape (c) d'hydroconversion d'au moins une partie de la fraction lourde de l'effluent issu de l'étape (b) dans au moinsun réacteur contenant un catalyseur supporté en lit bouillonnant, et une étape (d) de séparation de l'effluent issu de l'étape (c) pour obtenir au moins une fraction gazeuse et au moins ladite fraction hydrocarbonée liquide.

Description

PROCÉDÉ AVEC SEPARATION DE TRAITEMENT
DE CHARGES PETROLIERES POUR LA PRODUCTION DE FIOULS A BASSE TENEUR EN SOUFRE
DOMAINE DE L'INVENTION
La présente invention concerne le raffinage et la conversion de fractions lourdes d'hydrocarbures contenant, entre autres, des impuretés soufrées. Elle concerne plus particulièrement un procédé de traitement de charges lourdes pétrolières pour la production de fiouls et de bases de fiouls, notamment de fiouls de soute et de bases de fiouls de soute, à basse teneur en soufre.
ARRIERE-PLAN TECHNOLOGIQUE
Tandis que les réglementations sur les teneurs en soufre contenu dans les carburants à usage terrestre, typiquement les essences et les diesels, devenaient très rigoureuses lors des dernières décennies, la réglementation sur la teneur en soufre dans les combustibles marins n'était jusqu'à présent que peu contraignante. En effet, les combustibles à usage marin actuellement sur le marché peuvent contenir jusqu'à 3,5% voire 4,5% en poids de soufre. Il en résulte que les navires sont devenus la principale source d'émission de dioxyde de soufre (S02).
Afin de baisser ces émissions, l'Organisation Maritime Internationale (OMI) a soumis des recommandations en termes de spécifications concernant les combustibles marins (Annexe VI de la convention MARPOL). Ces recommandations sont déclinées dans la version 2012 de la norme ISO 8217. Les recommandations portent désormais sur les émissions de SOx par les combustibles maritimes. La teneur en soufre équivalente recommandée à l'horizon 2020 ou 2025 est inférieure ou égale à 0,5% en poids pour les navires opérant à l'extérieur des « Zones de Contrôle des Émissions de Soufre » (ZCES ou SECA, « Sulphur Emission Control Areas » selon la terminologie anglo-saxonne). A l'intérieur des ZCES, ΓΟΜΙ prévoit une teneur en soufre équivalente inférieure ou égale à 0,1 % en poids à l'horizon Par ailleurs, une autre recommandation très contraignante porte sur la teneur en sédiments après vieillissement selon la norme ISO 10307-2 qui doit être inférieure ou égale à 0,1%.
La demanderesse s'est donné comme objectif de produire des fiouls et des bases de fiouls, notamment des fiouls de soute et des bases de fiouls de soute, respectant les recommandations de la convention MARPOL en termes de teneur en soufre équivalente, et de préférence respectant également les recommandations sur la teneur en sédiments après vieillissement.
Les fiouls utilisés dans le transport maritime comprennent généralement des distillais atmosphériques, des distillais sous vide, des résidus atmosphériques et des résidus sous vide issus de distillation directe ou issus de procédé de raffinage, notamment des procédés d' hydrotraitement et de conversion, ces coupes pouvant être utilisées seules où en mélange. Un des objectifs de la présente invention est de proposer un procédé de conversion de charges lourdes pétrolières pour la production de fiouls et de bases de fiouls, notamment fiouls de soute et de bases de fiouls de soute, à très basse teneur en soufre. Un autre objectif de la présente invention est de produire conjointement, au moyen du même procédé, des distillais atmosphériques (naphta, kérosène, diesel), des distillais sous vide et/ou des gaz légers (en Cl à C4). Les bases de type naphta et diesel peuvent être valorisées en raffinerie pour la production de carburants pour l'automobile et l'aviation, tels que par exemple des supercarburants, des carburants Jet et des gazoles.
Des procédés de raffinage et de conversion de charges lourdes pétrolières comprenant une première étape d' hydrotraitement en lit fixe puis une étape d'hydroconversion en lit bouillonnant ont été décrits dans les documents de brevets FR 2764300, CA 1238005, EP 1343857 et EP 0665282. EP 0665282, qui décrit un procédé d' hydrotraitement d'huiles lourdes, a pour objectif de prolonger la durée de vie des réacteurs. CA 1238005 décrit un procédé de conversion d'une charge hydrocarbonée liquide lourde utilisant plusieurs réacteurs en série, dans lequel le taux de conversion est amélioré grâce à un recyclage particulier de la fraction lourde obtenue. Le procédé décrit dans FR 2764300 vise quant à lui à obtenir non pas des bases de fiouls, notamment des bases de fiouls de soute, mais des carburants (essence et diesel) ayant notamment une faible teneur en soufre. De plus, les charges traitées dans ce procédé ne contiennent que peu ou pas d'asphaltènes. Enfin, le procédé divulgué dans EP 1343857 est décrit comme un procédé d'hydro traitement pouvant mettre en œuvre une section d'hydrodémétallation, pouvant être précédée d'une zone de garde de type réacteurs permutables, et une section d'hydrodésulfuration.
Aucun de ces documents ne décrit la production d'un fioul ou de bases de fioul à très basse teneur en soufre répondant aux nouvelles recommandations l'Organisation Maritime Internationale, et à basse teneur en sédiments comme nécessité par la nouvelle version de la norme ISO 8217:2012.
Un des objectifs de la présente invention est d'adapter et d'améliorer les procédés de conversion décrits dans l'état de la technique pour la production de fiouls et de bases de fiouls notamment à basse teneur en soufre.
BREVE DESCRIPTION DE L'INVENTION
Les travaux de recherche ont conduit la demanderesse à découvrir que, de façon surprenante, une amélioration des procédés existants en termes de production de bases de fiouls et en termes de qualité desdites bases de fiouls, notamment de teneur en soufre et de teneur en sédiments, est possible par une combinaison de différentes étapes, enchaînées d'une façon spécifique.
L'invention a pour objet, en premier lieu, un procédé de traitement d'une charge hydrocarbonée ayant une teneur en soufre d'au moins 0,5% en poids, une température initiale d'ébullition d'au moins 340°C et une température finale d'ébullition d'au moins 440°C, permettant d'obtenir au moins une fraction hydrocarbonée liquide ayant une teneur en soufre inférieure ou égale à 0,5% en poids, comprenant les étapes successives suivantes : a) une étape d' hydrotraitement en lit fixe, dans laquelle la charge hydrocarbonée et de l'hydrogène sont mis en contact sur au moins un catalyseur d'hydro traitement, b) une étape de séparation de l'effluent obtenu à l'issue de l'étape (a) d' hydrotraitement en au moins une fraction légère et au moins une fraction lourde, c) une étape d'hydroconversion d'au moins une partie de la fraction lourde de l'effluent issu de l'étape (b) dans au moins un réacteur contenant un catalyseur supporté en lit bouillonnant, et d) une étape de séparation de l'effluent issu de l'étape (c) pour obtenir au moins une fraction gazeuse et au moins ladite fraction hydrocarbonée liquide.
L'invention a également pour objet le fioul utilisable dans le transport maritime, obtenu à partir d'un tel procédé, ayant une teneur en soufre inférieure ou égale 0,5% en poids, de préférence inférieure ou égale 0,1% en poids.
BREVE DESCRIPTION DES FIGURES
La figure 1 représente un mode de réalisation du procédé selon l'invention avec séparation intermédiaire de l'effluent entre la section en lit fixe et la section en lit bouillonnant, avec décompression de la fraction lourde.
La figure 2 représente en plus grand, pour plus de lisibilité, les zones de garde de la section d' hydrotraitement de la figure 1.
La figure 3 représente un autre mode de réalisation du procédé selon l'invention avec séparation intermédiaire de l'effluent entre la section en lit fixe et la section en lit bouillonnant, sans décompression de la fraction lourde.
DESCRIPTION DETAILLEE DE L'INVENTION
Il est précisé que, dans toute cette description, l'expression « compris(e) entre ... et ... » doit s'entendre comme incluant les bornes citées. Le procédé selon l'invention comprend donc une première étape (a) d' hydrotraitement en lit fixe, puis une étape (b) de séparation de l'effluent hydrocarboné en une fraction légère et une fraction lourde, suivie d'une étape (c) d'hydroconversion en lit bouillonnant de ladite fraction lourde, et enfin d'une étape (d) de séparation.
L'objectif de l'hydro traitement est à la fois de raffiner, c'est-à-dire de réduire sensiblement la teneur en métaux, soufre et autres impuretés, tout en améliorant le rapport hydrogène sur carbone (H/C) et tout en transformant la charge hydrocarbonée plus ou moins partiellement en coupes plus légères. L'effluent obtenu dans l'étape (a) d' hydrotraitement en lit fixe est ensuite soumis à une étape de séparation permettant d'obtenir différentes fractions. Cette séparation permet d'enlever de l'effluent obtenu à l'issue de l'étape (a) d' hydrotraitement les fractions les plus légères qui ne nécessitent pas de traitement supplémentaire, ou un traitement modéré, des fractions les plus lourdes. Celles-ci sont envoyées à l'étape (c) d'hydroconversion en lit bouillonnant qui permet de convertir partiellement l'effluent hydrocarboné obtenu à l'issue de l'étape (a) d'hydro traitement afin de produire un effiuent qui pourra avantageusement être utilisé totalement ou en partie comme fioul ou comme base de fioul, notamment comme fioul de soute ou comme base de fioul de soute.
Un des intérêts de l'enchaînement d'un hydrotraitement en lit fixe, puis d'une hydroconversion en lit bouillonnant réside dans le fait que la charge du réacteur d'hydroconversion en lit bouillonnant est déjà au moins partiellement hydrotraitée. De cette façon, il est possible d'obtenir à conversion équivalente des effluents hydrocarbonés de meilleure qualité, en particulier avec des teneurs en soufre plus faibles. De plus, la consommation en catalyseur dans le réacteur d'hydroconversion en lit bouillonnant est fortement réduite par rapport à un procédé sans hydrotraitement en lit fixe préalable. D'autre part, le procédé selon l'invention se caractérise par le fait qu'il comprend une étape (b) de séparation intermédiaire entre l'étape (a) d' hydrotraitement et l'étape (c) d'hydroconversion. Cette étape de séparation permet avantageusement de minimiser la fraction à traiter dans le lit bouillonnant. De cette façon, la capacité de l'unité d'hydroconversion en lit bouillonnant peut être moins importante. De même, on évite le sur-craquage des fractions légères et donc une perte de rendement en fractions de type carburants.
Le procédé selon l'invention permet de façon avantageuse de produire des fractions légères, des fiouls et des bases de fiouls, notamment à usage maritime, à basse teneur en soufre, avec un rendement et une efficacité énergétique élevés, à partir d'une charge hydrocarbonée lourde soufrée.
La charge hydrocarbonée
La charge hydrocarbonée traitée dans le procédé selon l'invention peut être qualifiée de charge lourde. Elle a une température initiale d'ébullition d'au moins 340°C et une température finale d'ébullition d'au moins 440°C. De préférence, sa température initiale d'ébullition est d'au moins 350°C, préférentiellement d'au moins 375°C, et sa température finale d'ébullition est d'au moins 450°C, préférentiellement d'au moins 460°C, plus préférentiellement d'au moins 500°C, et encore plus préférentiellement d'au moins 600°C.
La charge hydrocarbonée peut être choisie parmi les résidus atmosphériques, les résidus sous vide issus de distillation directe, des pétroles bruts, des pétroles bruts étêtés, les huiles désasphaltées, des résines de désasphaltage, les asphaltes ou brais de désasphaltage, les résidus issus des procédés de conversion, des extraits aromatiques issus des chaînes de production de bases pour lubrifiants, des sables bitumineux ou leurs dérivés, des schistes bitumineux ou leurs dérivés, des huiles de roche mère ou leurs dérivés, pris seuls ou en mélange. Dans la présente invention, les charges que l'on traite sont de préférence des résidus atmosphériques ou des résidus sous vide, ou des mélanges de ces résidus.
En outre, la charge hydrocarbonée traitée dans le procédé selon l'invention est soufrée. Sa teneur en soufre est d'au moins 0,5% en poids, préférentiellement d'au moins 1% en poids, plus préférentiellement d'au moins 4% en poids, encore plus préférentiellement d'au moins 5% en poids. En outre, la charge hydrocarbonée traitée dans le procédé selon l'invention peut contenir des asphaltènes. Sa teneur en asphaltènes peut être d'au moins 2% en poids. Par « asphaltène », on entend dans la présente description des composés hydrocarbonés lourds insolubles dans le n-heptane (on parle également d'asphaltènes Cl) mais solubles dans le toluène. La quantification des asphaltènes fait généralement appel à des analyses normalisées telles que définies par exemple dans les normes AFNOR T 60-115 (France) ou ASTM893-69 (Etats-Unis).
La teneur en métaux nickel et vanadium (Ni+V) de la charge est préférentiellement supérieure à 110 ppm, et plus préférentiellement supérieure à 150 ppm poids.
Ces charges peuvent avantageusement être utilisées telles quelles. Alternativement, elles peuvent être diluées par une co-charge. Cette co-charge peut être une fraction hydrocarbonée ou un mélange de fractions hydrocarbonées plus légères, pouvant être de préférence choisies parmi les produits issus d'un procédé de craquage catalytique en lit fluide (FCC ou « Fluid Catalytic Cracking » selon la terminologie anglo-saxonne), une huile de coupe légère (LCO ou « light cycle oil » selon la terminologie anglo-saxonne), une huile de coupe lourde (HCO ou « heavy cycle oil » selon la terminologie anglo- saxonne), une huile décantée, un résidu de FCC, une fraction gazole, notamment une fraction obtenue par distillation atmosphérique ou sous vide, comme par exemple le gazole sous vide, ou encore pouvant venir d'un autre procédé de raffinage. La co-charge peut aussi avantageusement être un ou plusieurs coupes issues du procédé de liquéfaction du charbon ou de la biomasse, des extraits aromatiques, ou toutes autres coupes hydrocarbonées ou encore des charges non pétrolières comme de l'huile de pyrolyse. La charge hydrocarbonée lourde selon l'invention peut représenter au moins 50%, préférentiellement 70%, plus préférentiellement au moins 80%>, et encore plus préférentiellement au moins 90% en poids de la charge hydrocarbonée totale traitée par le procédé selon l'invention.
Etape (a) d 'hydrotraitement
Ladite charge hydrocarbonée est soumise selon le procédé de la présente invention à une étape (a) d' hydrotraitement en lit fixe dans laquelle la charge et de l'hydrogène sont mis en contact sur un catalyseur d' hydrotraitement. On entend par hydrotraitement, couramment appelé HDT, les traitements catalytiques avec apport d'hydrogène permettant de raffiner, c'est-à-dire de réduire sensiblement la teneur en métaux, soufre et autres impuretés, les charges hydrocarbonées, tout en améliorant le rapport hydrogène sur carbone de la charge et en transformant la charge plus ou moins partiellement en coupes plus légères. L' hydrotraitement comprend notamment des réactions d'hydrodésulfuration (couramment appelé HDS), des réactions d'hydrodésazotation (couramment appelé HDN) et des réactions d'hydrodémétallation (couramment appelé HDM), accompagnées de réactions d'hydrogénation, d'hydrodéoxygénation, d'hydrodéaromatisation, d'hydroisomérisation, d'hydrodéalkylation, d'hydrocraquage, d'hydrodéasphaltage et de la réduction du carbone Conradson.
Selon une variante préférée, l'étape (a) d' hydrotraitement comprend une première étape (al) d'hydrodémétallation (HDM) réalisée dans une ou plusieurs zones d'hydrodémétallation en lits fixes et une deuxième étape (a2) subséquente d'hydrodésulfuration (HDS) réalisée dans une ou plusieurs zones d'hydrodésulfuration en lits fixes. Au cours de ladite première étape (al) d'hydrodémétallation, la charge et de l'hydrogène sont mis en contact sur un catalyseur d'hydrodémétallation, dans des conditions d'hydrodémétallation, puis au cours de ladite deuxième étape (a2) d'hydrodésulfuration, l'effluent de la première étape (al) d'hydrodémétallation est mis en contact avec un catalyseur d'hydrodésulfuration, dans des conditions d'hydrodésulfuration. Ce procédé, connu sous le nom de HYVAHL-F™, est par exemple décrit dans le brevet US 5417846.
L'homme du métier comprend aisément que, dans l'étape d'hydrodémétallation, on effectue des réactions d'hydrodémétallation mais parallèlement aussi une partie des autres réactions d' hydrotraitement et notamment d'hydrodésulfuration. De même, dans l'étape d'hydrodésulfuration, on effectue des réactions d'hydrodésulfuration mais parallèlement aussi une partie des autres réactions d'hydro traitement et notamment d'hydrodémétallation. L'homme du métier comprend que l'étape d'hydrodémétallation commence là où commence l'étape d' hydrotraitement, soit là où la concentration en métaux est maximale. L'homme du métier comprend que l'étape d'hydrodésulfuration se termine là où se termine l'étape d'hydro traitement, soit là l'élimination du soufre est la plus difficile. Entre l'étape d'hydrodémétallation et l'étape d'hydrodésulfuration, l'homme du métier définit parfois une zone de transition dans laquelle se produisent tous les types de réaction d'hydrotraitement.
L'étape (a) d'hydrotraitement selon l'invention est mise en œuvre dans des conditions d'hydrotraitement. Elle peut avantageusement être mise en œuvre à une température comprise entre 300°C et 500°C, de préférence entre 350°C et 420°C et sous une pression absolue comprise entre 2 MPa et 35 MPa, de préférence entre 11 MPa et 20 MPa. La température est habituellement ajustée en fonction du niveau souhaité d'hydrotraitement et de la durée du traitement visée. Le plus souvent, la vitesse spatiale de la charge hydrocarbonée, couramment appelée VVH, qui se définit comme étant le débit volumétrique de la charge divisé par le volume total de catalyseur, peut être comprise dans une gamme allant de 0,1 h"1 à 5 h"1, préférentiellement de 0,1 h"1 à 2 h"1, plus préférentiellement de 0,1 h"1 à 0,45 h"1, et encore plus préférentiellement entre 0,1 h"1 et 0,2 h"1. La quantité d'hydrogène mélangée à la charge peut être comprise entre 100 et 5000 normaux mètres cube (Nm3) par mètre cube (m3) de charge liquide, préférentiellement entre 200 Nm 3 /m 3 et 2000 Nm 3 /m 3 , et plus préférentiellement entre 300 Nm 3 /m 3 et 1500 Nm3/m3. L'étape (a) d'hydrotraitement peut être effectuée industriellement dans un ou plusieurs réacteurs à courant descendant de liquide. Les catalyseurs d' hydrotraitement utilisés sont de préférence des catalyseurs connus. Il peut s'agir de catalyseurs granulaires comprenant, sur un support, au moins un métal ou composé de métal ayant une fonction hydrodéshydrogénante. Ces catalyseurs peuvent avantageusement être des catalyseurs comprenant au moins un métal du groupe VIII, choisi généralement dans le groupe constitué par le nickel et le cobalt, et/ou au moins un métal du groupe VIB, de préférence du molybdène et/ou du tungstène. On peut employer par exemple un catalyseur comprenant de 0,5% à 10%> en poids de nickel, de préférence de P/o à 5% en poids de nickel (exprimé en oxyde de nickel NiO), et de 1% à 30%> en poids de molybdène, de préférence de 5% à 20%> en poids de molybdène (exprimé en oxyde de molybdène M0O3) sur un support minéral. Ce support peut par exemple être choisi dans le groupe constitué par l'alumine, la silice, les silices-alumines, la magnésie, les argiles et les mélanges d'au moins deux de ces minéraux. Avantageusement, ce support peut renfermer d'autres composés dopants, notamment des oxydes choisis dans le groupe constitué par l'oxyde de bore, la zircone, la cérine, l'oxyde de titane, l'anhydride phosphorique et un mélange de ces oxydes. On utilise le plus souvent un support d'alumine et très souvent un support d'alumine dopée avec du phosphore et éventuellement du bore. Lorsque l'anhydride phosphorique P2O5 est présent, sa concentration est inférieure à 10%> en poids. Lorsque le trioxyde de bore B205 est présent, sa concentration est inférieure à 10%> en poids. L'alumine utilisée peut être une alumine γ (gamma) ou η (êta). Ce catalyseur est le plus souvent sous forme d'extrudés. La teneur totale en oxydes de métaux des groupes VIB et VIII peut être de 5% à 40%> en poids et en général de 7% à 30% en poids et le rapport pondéral exprimé en oxyde métallique entre métal (ou métaux) du groupe VIB sur métal (ou métaux) du groupe VIII est en général compris entre 20 et 1, et le plus souvent entre 10 et 2. Dans le cas d'une étape d' hydrotraitement incluant une étape d'hydrodémétallation (HDM) puis une étape d'hydrodésulfuration (HDS), on utilise de préférence des catalyseurs spécifiques adaptés à chaque étape.
Des catalyseurs utilisables dans l'étape d'HDM sont par exemple indiqués dans les documents de brevets EP 0113297, EP 0113284, US 5221656, US 5827421, US 7119045, US 5622616 et US 5089463. On utilise de préférence des catalyseurs d'HDM dans les réacteurs permutables. Des catalyseurs utilisables dans l'étape d'HDS sont par exemple indiqués dans les documents de brevets EP 0113297, EP 0113284, US 6589908, US 4818743 ou US 6332976.
On peut également utiliser un catalyseur mixte, actif en HDM et en HDS, à la fois pour la section HDM et pour la section HDS tel que décrit dans le document de brevet FR 2940143.
Préalablement à l'injection de la charge, les catalyseurs utilisés dans le procédé selon la présente invention sont de préférence soumis à un traitement de sulfuration in- situ ou ex- situ. Selon un mode de réalisation préférée de la présente invention, l'étape (a) d' hydrotraitement en lit fixe utilise un système de réacteurs permutables, également appelés zones de garde, en amont des réacteurs principaux d'hydrotraitement. Plus particulièrement, l'étape (a) d'hydrotraitement peut être mise en œuvre dans une ou plusieurs zones d'hydrotraitement en lits fixes précédées d'au moins deux zones de garde d'hydrotraitement également en lits fixes, disposées en série pour être utilisées de façon cyclique consistant en la répétition successive des étapes a") et a'") définies ci-après : a') une étape, dans laquelle les zones de garde sont utilisées toutes ensembles pendant une durée au plus égale au temps de désactivation et/ou de colmatage de l'une d'entre elles, a") une étape, durant laquelle la zone de garde désactivée et/ou colmatée est court- circuitée et le catalyseur qu'elle contient est régénéré et/ou remplacé par du catalyseur frais, et durant laquelle le ou les autres zone(s) de garde sont utilisée(s), et a' ") une étape, durant laquelle les zones de garde sont utilisées toutes ensembles, la zone de garde dont le catalyseur a été régénéré et/ou remplacé au cours de l'étape précédente étant reconnectée et ladite étape étant poursuivie pendant une durée au plus égale au temps de désactivation et/ou de colmatage de l'une des zones de garde.
De préférence, après la régénération et/ou le remplacement du catalyseur d'un réacteur, ce réacteur est reconnecté en aval du réacteur en marche.
Le système des réacteurs permutables est connu des brevets FR 2681871, FR 2784687 et EP 1343857. La fonction des réacteurs permutables est de protéger les réacteurs principaux d' hydrotraitement en aval en évitant le colmatage et/ou la désactivation. En effet, un problème rencontré lors de l'utilisation de lits fixes est le colmatage qui se produit à cause des asphaltènes et sédiments contenus dans la charge. Un autre problème est la désactivation du catalyseur en raison de l'important dépôt de métaux qui se produit lors des réactions d' hydrotraitement. Les réacteurs permutables sont ainsi utilisés pour augmenter le cycle d'opération de l'unité d' hydrotraitement en permettant le remplacement du catalyseur désactivé et/ou colmaté uniquement dans les réacteurs permutables fonctionnant de manière cyclique sans arrêter l'unité entière pendant un certain temps.
Le temps de désactivation et/ou de colmatage varie en fonction de la charge, des conditions opératoires de l'étape d'hydro traitement et du ou des catalyseurs utilisés. Il s'exprime d'une manière générale par une chute de la performance catalytique qui peut être constatée par une augmentation de la concentration de métaux et/ou d'autres impuretés dans l'effluent, une augmentation de la température nécessaire pour le maintien d'une activité du catalyseur ou, dans le cas spécifique d'un colmatage, par une augmentation significative de la perte de charge. La perte de charge ΔΡ, exprimant un degré de colmatage, peut être mesurée en permanence durant tout le cycle sur chacune des zones et peut se définir par une augmentation de pression résultant du passage partiellement bloqué de l'écoulement au travers de la zone. De même, la température peut être mesurée en permanence durant tout le cycle sur chacune des deux zones. Afin de définir un temps de désactivation et/ou de colmatage, l'homme du métier définit au préalable une valeur maximale tolérable de la perte de charge ΔΡ et/ou de la température en fonction de la charge à traiter, des conditions opératoires et des catalyseurs choisis, et à partir de laquelle il faut procéder à la déconnection de la zone de garde. Le temps de désactivation et/ou de colmatage se définit ainsi comme le temps où la valeur limite de la perte de charge et/ou de la température est atteinte. Dans le cas d'un procédé d' hydrotraitement de fractions lourdes, la valeur limite de la perte de charge se situe généralement entre 0,3 MPa et 1 MPa (3 et 10 bars), de préférence entre 0,5 MPa et 0,8 MPa (5 et 8 bars). La valeur limite de la température se situe généralement entre 400°C et 430°C, la température correspondant à la température moyenne mesurée du lit catalytique.
Les conditions opératoires des réacteurs permutables sont généralement identiques à celles des réacteurs d' hydrotraitement principaux. La valeur de la vitesse spatiale VVH de chaque réacteur permutable en fonctionnement est préférentiellement comprise entre 0,2 h" 1 et 4 h"1, plus préférentiellement entre 1 h"1 à 2 h"1. La valeur de vitesse spatiale VVH globale des réacteurs permutables et celle de chaque réacteur est choisie de manière à réaliser le maximum d'hydrodémétallation tout en contrôlant la température de réaction et limiter ainsi l'exothermicité.
Dans un mode de réalisation préféré de l'invention, on utilise une section de conditionnement du catalyseur permettant la permutation de ces zones de garde en marche, c'est-à-dire sans arrêter le fonctionnement de l'unité. La section de conditionnement du catalyseur peut comprendre les éléments suivants : - un système qui fonctionne à pression modérée, préférentiellement entre 1 MPa et
5 MPa (10 et 50 bars), et de préférence entre 1,2 MPa et 2,5 MPa (15 à 25 bars), qui permet d'assurer les opérations de lavage, stripage et refroidissement sur le réacteur de garde déconnecté avant déchargement du catalyseur usé, puis chauffage et sulfuration après chargement du catalyseur frais ; - un autre système de pressurisation/dépressurisation et de robinets-vannes de technologie appropriée, qui permet de permuter ces zones de garde sans arrêter l'unité puisque toutes les opérations de lavage, stripage, déchargement du catalyseur usé, rechargement du catalyseur frais, chauffage et sulfuration se font sur le réacteur ou zone de garde déconnecté. Alternativement, un catalyseur pré-sulfuré peut être utilisé dans la section de conditionnement de manière à simplifier la procédure de permutation en marche.
L'effluent sortant des réacteurs permutables peut ensuite être envoyé dans les réacteurs d' hydrotraitement principaux.
Chaque zone d' hydrotraitement ou zone de garde d' hydrotraitement peut contenir au moins un lit catalytique, par exemple 1, 2, 3, 4 ou 5 lits catalytiques. De préférence, chaque zone de garde contient un lit catalytique. Chaque lit catalytique peut contenir au moins une couche catalytique contenant un ou plusieurs catalyseurs, éventuellement précédé par au moins une couche inerte, par exemple de l'alumine ou de la céramique sous forme d'extrudés, de billes ou de pastilles. Les catalyseurs utilisés dans le ou les lit(s) catalytique(s) peuvent être identiques ou différents. Selon un mode de réalisation particulier, la charge hydrocarbonée traverse à l'entrée de chaque zone de garde un plateau filtrant situé en amont du ou des lit(s) catalytique(s) contenu dans la zone de garde. Ce plateau filtrant, décrit par exemple dans le brevet FR 2889973, permet avantageusement de piéger les particules colmatantes contenues dans la charge hydrocarbonée au moyen d'un plateau distributeur spécifique comportant un milieu filtrant.
Etape (b) de séparation
L'eff uent obtenu à l'issue de l'étape (a) d' hydrotraitement en lit fixe subit au moins une étape de séparation, éventuellement complétée par d'autres étapes de séparation supplémentaires, permettant de séparer au moins une fraction légère et au moins une fraction lourde. Par « fraction légère », on entend une fraction dans laquelle au moins 90% des composés ont un point d'ébullition inférieur à 350°C. Par « fraction lourde », on entend une fraction dans laquelle au moins 90% des composés ont point d'ébullition supérieur ou égal à 350°C. De préférence, la fraction légère obtenue lors de l'étape (b) de séparation comprend une phase gazeuse et au moins une fraction légère d'hydrocarbures de type naphta, kérosène et/ou diesel. La fraction lourde comprend de préférence une fraction distillât sous vide et une fraction résidu sous vide et/ou une fraction résidu atmosphérique.
L'étape (b) de séparation peut être mise en œuvre par toute méthode connue de l'homme du métier. Cette méthode peut être choisie parmi une séparation haute ou basse pression, une distillation haute ou basse pression, un stripage haute ou basse pression, une extraction liquide/liquide, une séparation solide/liquide, une centrifugation, et les combinaisons de ces différentes méthodes pouvont opérer à différentes pressions et températures.
Selon un premier mode de réalisation de la présente invention, l'effluent issu de l'étape (a) d' hydrotraitement subit une étape (b) de séparation avec décompression.
Selon ce mode de réalisation, la séparation est de préférence effectuée dans une section de fractionnement qui peut d'abord comprendre un séparateur haute pression haute température (HPHT), et éventuellement un séparateur haute pression basse température (HPBT), suivi ensuite éventuellement d'une section de distillation atmosphérique et/ou d'une section de distillation sous vide. L'effluent de l'étape (a) peut être envoyé dans une section de fractionnement, généralement dans un séparateur HPHT, ayant un point de coupe entre 200°C et 400°C permettant d'obtenir une fraction légère et une fraction lourde. De manière générale, la séparation n'est de préférence pas faite selon un point de coupe précis, elle s'apparente plutôt à une séparation de type flash.
De préférence, ladite fraction lourde peut ensuite être fractionnée par distillation atmosphérique en au moins une fraction distillât atmosphérique, contenant de préférence au moins une fraction légère d'hydrocarbures de type naphta, kérosène et/ou diesel, et une fraction résidu atmosphérique. Au moins une partie de la fraction résidu atmosphérique peut également être fractionnée par distillation sous vide en une fraction distillât sous vide, contenant de préférence du gazole sous vide, et une fraction résidu sous vide. Au moins une partie de la fraction résidu sous vide et/ou de la fraction résidu atmosphérique sont avantageusement envoyées dans l'étape d'hydroconversion (c). Une partie du résidu sous vide peut également être recyclée dans l'étape (a) d' hydrotraitement.
Selon un deuxième mode de réalisation, l'effluent issu de l'étape (a) d'hydro traitement subit une étape (b) de séparation sans décompression. Selon ce mode de réalisation, l'effluent de l'étape (a) d'hydro traitement est envoyé dans une section de fractionnement, généralement dans un séparateur HPHT, ayant un point de coupe entre 200 et 400°C permettant d'obtenir au moins une fraction légère et au moins une fraction lourde. De manière générale, la séparation n'est de préférence pas faite selon un point de coupe précis, elle s'apparente plutôt à une séparation de type flash. La fraction lourde peut ensuite être directement envoyée dans l'étape (c) d'hydroconversion.
La fraction légère peut subir d'autres étapes de séparation. Avantageusement, elle peut être soumise à une distillation atmosphérique permettant d'obtenir une fraction gazeuse, au moins une fraction légère d'hydrocarbures liquides de type naphta, kérosène et/ou diesel et une fraction distillât sous vide, la dernière pouvant être au moins en partie envoyée au moins en partie dans l'étape (c) d'hydroconversion. Une autre partie du distillât sous vide peut être utilisé comme fluxant d'un fioul. Une autre partie du distillât sous vide peut être valorisée en étant soumis à une étape d'hydrocraquage et/ou de craquage catalytique en lit fluidisé. La séparation sans décompression permet une meilleure intégration thermique et se traduit par une économie d'énergie et d'équipement. En outre, ce mode de réalisation présente des avantages technico-économiques étant donné qu'il n'est pas nécessaire d'augmenter la pression des flux après séparation avant l'étape d'hydroconversion ultérieure. Le fractionnement intermédiaire sans décompression étant plus simple que le fractionnement avec décompression, le coût d'investissements est donc avantageusement réduit. Les fractions gazeuses issues de l'étape de séparation subissent de préférence un traitement de purification pour récupérer l'hydrogène et le recycler vers les réacteurs d' hydrotraitement et/ou d'hydroconversion. La présence de l'étape de séparation intermédiaire, entre l'étape (a) d'hydro traitement et l'étape (c) d'hydroconversion, permet de façon avantageuse de disposer de deux circuits d'hydrogène indépendants, un relié à l'hydro traitement, l'autre à P hydroconversion, et qui, selon le besoin, peuvent être reliés l'un à l'autre. L'appoint d'hydrogène peut se faire au niveau de la section d' hydrotraitement ou au niveau de la section d'hydroconversion ou au niveau des deux. L'hydrogène de recyclage peut alimenter la section d' hydrotraitement ou la section d'hydroconversion ou les deux. Un compresseur peut éventuellement être en commun aux deux circuits d'hydrogène. Le fait de pouvoir relier les deux circuits d'hydrogène permet une optimisation de la gestion d'hydrogène et de limiter les investissements en terme de compresseurs et/ou unités de purification des effluents gazeux. Les différents modes de réalisation de la gestion d'hydrogène utilisable dans la présente invention sont décrits dans la demande de brevet FR 2957607. La fraction légère obtenue à l'issue de l'étape (b) de séparation, qui comprend des hydrocarbures de type naphta, kérosène et/ou diesel ou autres, notamment GPL et gazole sous vide, peut être valorisée selon les méthodes sont bien connues de l'homme du métier. Les produits obtenus peuvent être intégrés à des formulations carburants (aussi appelé « pools » carburants selon la terminologie anglo-saxonne) ou subir des étapes de raffinage supplémentaires. Le(s) fraction(s) naphta, kérosène, gazole et le gazole sous vide peuvent être soumises à un ou plusieurs traitements, par exemple hydrotraitement, hydrocraquage, alkylation, isomérisation, reformage catalytique, craquage catalytique ou thermique, pour les amener de façon séparée ou en mélange aux spécifications requises qui peuvent porter sur la teneur en soufre, sur le point de fumée, sur l'indice d'octane, de cétane, et autres.
Etape (c) d'hydroconversion en lit bouillonnant Au moins une partie de la fraction lourde de l'effluent issu de l'étape (b) de séparation est envoyée selon le procédé de la présente invention à une étape (c) d'hydroconversion qui est réalisée dans au moins un réacteur contenant un catalyseur supporté en lit bouillonnant. Ledit réacteur peut fonctionner à courant ascendant de liquide et de gaz. L'objectif principal de Γ hydroconversion est de convertir la charge hydrocarbonée lourde en coupes plus légères tout en la raffinant partiellement.
Selon un mode de réalisation de la présente invention, une partie de la charge hydrocarbonée initiale peut être injectée directement en entrée de la section d'hydroconversion (c) en lit bouillonnant, en mélange avec la fraction lourde de l'effluent issu de l'étape (b) de séparation, sans que cette partie de la charge hydrocarbonée n'ait été traitée dans la section d' hydrotraitement (a) en lit fixe. Ce mode de réalisation peut s'apparenter à un court-circuit partiel de la section d' hydrotraitement (a) en lit fixe.
Selon une variante, une co-charge peut être introduite en entrée de la section d'hydroconversion (c) en lit bouillonnant avec la fraction lourde de l'effluent issu de l'étape (b) de séparation. Cette co-charge peut être choisie parmi les résidus atmosphériques, les résidus sous vide issus de distillation directe, les huiles désasphaltées, des extraits aromatiques issus des chaînes de production de bases pour lubrifiants, des fractions hydrocarbonées ou un mélange de fractions hydrocarbonées pouvant être choisies parmi les produits issus d'un procédé de craquage catalytique en lit fluide, notamment une huile de coupe légère (LCO), une huile de coupe lourde (HCO), une huile décantée, ou pouvant venir de la distillation, les fractions gazoles notamment celles obtenues par distillation atmosphérique ou sous vide, comme par exemple le gazole sous vide. Selon une autre variante et dans le cas où la section d'hydroconversion dispose de plusieurs réacteurs en lit bouillonnant, cette co-charge peut être injectée en partie ou totalement dans un des réacteurs en aval du premier réacteur.
L'hydrogène nécessaire à la réaction d'hydroconversion peut être injecté en entrée de la section d'hydroconversion (c) en lit bouillonnant. Il peut s'agit d'hydrogène de recyclage et/ou d'hydrogène d'appoint. Dans le cas où la section d'hydroconversion dispose de plusieurs réacteurs en lit bouillonnant, de l'hydrogène peut être injecté en entrée de chaque réacteur.
La technologie en lit bouillonnant est bien connue de l'homme du métier. Seules les principales conditions opératoires seront décrites ici. Les technologies à lits bouillonnants utilisent classiquement des catalyseurs supportés sous forme d'extrudés dont le diamètre est généralement de l'ordre d'environ 1 millimètre, par exemple de 0,9 mm ou 1,2 mm. Les catalyseurs restent à l'intérieur des réacteurs et ne sont pas évacués avec les produits, sauf lors des phases d'appoint et de soutirage de catalyseurs nécessaire pour maintenir l'activité catalytique. Les niveaux de température peuvent être élevés afin d'obtenir des conversions élevées tout en minimisant les quantités de catalyseurs mis en œuvre. L'activité catalytique peut être maintenue constante grâce au remplacement en ligne du catalyseur. Il n'est donc pas nécessaire d'arrêter l'unité pour changer le catalyseur usagé, ni d'augmenter les températures de réaction le long du cycle pour compenser la désactivation. De plus, le fait de travailler à des conditions opératoires constantes permet avantageusement d'obtenir des rendements et des qualités de produits constants le long du cycle. Aussi, du fait que le catalyseur est maintenu en agitation par un recyclage important de liquide, la perte de charge sur le réacteur reste faible et constante. En raison de l'attrition des catalyseurs dans les réacteurs, les produits sortant des réacteurs peuvent contenir des particules fines de catalyseur.
Les conditions de l'étape (c) d'hydroconversion en lit bouillonnant peuvent être des conditions classiques d'hydroconversion en lit bouillonnant d'une fraction hydrocarbonée liquide. On peut opérer sous une pression absolue comprise entre 2,5 MPa et 35 MPa, préférentiellement entre 5 MPa et 25 MPa, plus préférentiellement entre 6 MPa et 20 MPa, et encore plus préférentiellement entre 11 MPa et 20 MPa à une température comprise entre 330°C et 550°C, préférentiellement entre 350°C et 500°C. La vitesse spatiale (VVH) et la pression partielle d'hydrogène sont des paramètres que l'on fixe en fonction des caractéristiques du produit à traiter et de la conversion souhaitée. La VVH (définie comme étant le débit volumétrique de la charge divisé par le volume total du réacteur en lit bouillonnant) se situe généralement dans une gamme allant de 0,1 h"1 à 10 h"1, préférentiellement de 0,2 h"1 à 5 h"1 et plus préférentiellement de 0,2 h"1 à 1 h"1. La quantité d'hydrogène mélangée à la charge est habituellement de 50 à 5000 normaux mètres cube (Nm3) par mètre cube (m3) de charge liquide, le plus souvent de 100 Nm3/m3 à 1500 NmV et de préférence de 200 NmV à 1200 NmV. On peut utiliser un catalyseur granulaire classique d'hydroconversion comprenant, sur un support amorphe, au moins un métal ou composé de métal ayant une fonction hydro- déshydrogénante. Ce catalyseur peut être un catalyseur comprenant des métaux 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 employer un catalyseur comprenant de 0,5% à 10% en poids de nickel et de préférence de 1% à 5% en poids de nickel (exprimé en oxyde de nickel NiO) et de 1% à 30%) en poids de molybdène, de préférence de 5% à 20% en poids de molybdène (exprimé en oxyde de molybdène M0O3) sur un support minéral amorphe. Ce support peut par exemple être choisi dans le groupe constitué 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 et par exemple des oxydes choisis dans le groupe constitué par l'oxyde de bore, la zircone, l'oxyde de titane, l'anhydride phosphorique. On utilise le plus souvent un support d'alumine et très souvent un support d'alumine dopée avec du phosphore et éventuellement du bore. Lorsque l'anhydride phosphorique P2O5 est présent, sa concentration est habituellement inférieure à 20% en poids et le plus souvent inférieure à 10% en poids. Lorsque le trioxyde de bore B203 est présent, sa concentration est habituellement inférieure à 10% en poids. L'alumine utilisée est habituellement une alumine γ (gamma) ou η (êta). Ce catalyseur peut être sous forme d'extrudés. La teneur totale en oxydes de métaux des groupes VI et VIII peut être comprise entre 5% et 40% en poids, de préférence entre 7% et 30% en poids, et le rapport pondéral exprimé en oxyde métallique entre métal (ou métaux) du groupe VI sur métal (ou métaux) du groupe VIII est compris entre 20 et 1, de préférence entre 10 et 2. Le catalyseur usagé peut être en partie remplacé par du catalyseur frais, généralement par soutirage en bas du réacteur et introduction en haut du réacteur de catalyseur frais ou neuf à intervalle de temps régulier, c'est-à-dire par exemple par bouffée ou de façon continue ou quasi continue. On peut également introduire le catalyseur par le bas et le soutirer par le haut du réacteur. On peut par exemple introduire du catalyseur frais tous les jours. Le taux de remplacement du catalyseur usé par du catalyseur frais peut être par exemple d'environ 0,05 kilogramme à environ 10 kilogrammes par mètre cube de charge. Ce soutirage et ce remplacement sont effectués à l'aide de dispositifs permettant le fonctionnement continu de cette étape d'hydroconversion. Le réacteur d'hydroconversion comporte habituellement une pompe de recirculation permettant le maintien du catalyseur en lit bouillonnant par recyclage continu d'au moins une partie du liquide soutiré en tête du réacteur et réinjecté en bas 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 avant sa réinjection dans l'étape (c) d'hydroconversion. Cette étape (c) d'hydroconversion selon le procédé de l'invention peut être mise en œuvre dans les conditions du procédé H-OIL® tel que décrit par exemple dans le brevet US 6270654.
L' hydroconversion en lit bouillonnant peut se faire dans un seul réacteur ou dans plusieurs réacteurs, de préférence deux, disposés en série. Le fait d'utiliser au moins deux réacteurs en lit bouillonnant en série permet d'obtenir des produits de meilleure qualité et avec un meilleur rendement. De plus, Γ hydroconversion en deux réacteurs permet d'avoir une opérabilité améliorée au niveau de la flexibilité des conditions opératoires et du système catalytique. De préférence, la température du deuxième réacteur en lit bouillonnant est au moins 10°C plus élevée que celle du premier réacteur en lit bouillonnant. La pression du deuxième réacteur peut être de 0,1 MPa à 1 MPa plus faible que pour le premier réacteur pour permettre l'écoulement d'au moins une partie de l'effluent issue de la première étape sans qu'un pompage soit nécessaire. Les différentes conditions opératoires en termes de température dans les deux réacteurs d'hydroconversion sont sélectionnées pour pouvoir contrôler l'hydrogénation et la conversion de la charge en produits souhaités dans chaque réacteur.
Dans le cas où l'étape (c) d'hydroconversion est réalisée en deux sous-étapes (cl) et (c2) dans deux réacteurs disposés en série, l'effluent obtenu à l'issue de la première sous-étape (cl) peut éventuellement être soumis à une étape de séparation de la fraction légère et de la fraction lourde, et au moins une partie, de préférence la totalité, de ladite fraction lourde peut être traitée dans la seconde sous-étape (c2) d'hydroconversion. Cette séparation est avantageusement faite dans un séparateur inter-étage, tel que décrit par exemple dans le brevet US 6270654, et permet notamment d'éviter le sur-craquage de la fraction légère dans le deuxième réacteur d'hydroconversion. Il est également possible de transférer en totalité ou en partie le catalyseur usagé soutiré du réacteur de la première sous-étape (cl) d'hydroconversion, opérant à plus basse température, directement au réacteur de la deuxième sous-étape (c2), opérant à température plus élevée, ou de transférer en totalité ou en partie le catalyseur usagé soutiré du réacteur de la deuxième sous-étape (c2) directement au réacteur de la première sous-étape (cl). Ce système de cascade est par exemple décrit dans le brevet US 4816841.
Étape (d) de séparation de l'effluent d'hydroconversion Le procédé selon l'invention comprend en outre une étape (d) de séparation permettent l'obtention d'au moins une fraction gazeuse et au moins une fraction hydrocarbonée liquide.
L'effluent obtenu à l'issue de l'étape (c) d'hydroconversion comprend une fraction liquide et une fraction gazeuse contenant les gaz, notamment H2, H2S, NH3, et des hydrocarbures en C1 -C4. Cette fraction gazeuse peut être séparée de l'effluent hydrocarboné à l'aide des dispositifs de séparations bien connus de l'homme du métier, notamment à l'aide d'un ou plusieurs ballons séparateurs pouvant opérer à différentes pressions et températures, éventuellement associés à un moyen de stripage à la vapeur ou à l'hydrogène. L'effluent obtenu à l'issue de l'étape (c) d'hydroconversion est avantageusement séparé dans au moins un ballon séparateur en au moins une fraction gazeuse et au moins une fraction liquide. Ces séparateurs peuvent par exemple être des séparateurs haute pression haute température (HPHT) et/ou des séparateurs haute pression basse température (HPBT).
Après un éventuel refroidissement, cette fraction gazeuse est de préférence traitée dans un moyen de purification d'hydrogène de façon à récupérer l'hydrogène non consommé lors des réactions d'hydro traitement et d'hydroconversion. Le moyen de purification d'hydrogène peut être un lavage aux aminés, une membrane, un système de type PSA (Pressure swing adsorption selon la terminologie anglo-saxonne), ou plusieurs de ces moyens disposés en série. L'hydrogène purifié peut alors avantageusement être recyclé dans le procédé selon l'invention, après une éventuelle recompression. L'hydrogène peut être introduit en entrée de l'étape (a) d'hydro traitement et/ou à différents endroits au cours de l'étape (a) d' hydrotraitement et/ou en entrée de l'étape (c) d'hydroconversion et/ou à différents endroits au cours de l'étape (c) d'hydroconversion.
L'étape (d) de séparation peut comprendre également une distillation atmosphérique et/ou une distillation sous vide. Avantageusement, l'étape de séparation (d) comprend en outre au moins une distillation atmosphérique, dans laquelle la ou les fraction(s) hydrocarbonée(s) liquide(s) obtenue(s) après séparation est (sont) fractionnée(s) par distillation atmosphérique en au moins une fraction distillât atmosphérique et au moins une fraction résidu atmosphérique. La fraction distillât atmosphérique peut contenir des bases carburants (naphta, kérosène et/ou diesel) valorisables commercialement, par exemple en raffinerie pour la production de carburants automobile et d'aviation. En outre, l'étape de séparation (d) du procédé selon l'invention peut avantageusement comprendre en outre au moins une distillation sous vide dans laquelle la ou les fraction(s) hydrocarbonée(s) liquide(s) obtenue(s) après séparation et/ou la fraction résidu atmosphérique obtenue après distillation atmosphérique est (sont) fractionnée(s) par distillation sous vide en au moins une fraction distillât sous vide et au moins une fraction résidu sous vide. De manière préférée, l'étape (d) de séparation comprend tout d'abord une distillation atmosphérique, dans laquelle la ou les fraction(s) hydrocarbonée(s) liquide(s) obtenue(s) après séparation est (sont) fractionnée(s) par distillation atmosphérique en au moins une fraction distillât atmosphérique et au moins une fraction résidu atmosphérique, puis une distillation sous vide dans laquelle la fraction résidu atmosphérique obtenue après distillation atmosphérique est fractionnée par distillation sous vide en au moins une fraction distillât sous vide et au moins une fraction résidu sous vide. La fraction distillât sous vide contient typiquement des fractions de type gazole sous vide.
Au moins une partie de la fraction résidu sous vide peut être recyclée dans l'étape (c) d'hydroconversion.
A l'issue de l'étape (d) de séparation, on peut obtenir au moins une fraction hydrocarbonée liquide ayant une teneur en soufre inférieure ou égale à 0,5% en poids, préférentiellement inférieure ou égale à 0,3% en poids, plus préférentiellement inférieure ou égale à 0,1 % en poids, et encore plus préférentiellement inférieure ou également à 0,08%> en poids. Cette fraction hydrocarbonée liquide peut avantageusement servir de base de fioul, notamment pour un fioul de soute. Avantageusement, la totalité de l'effluent hydrocarboné liquide obtenu à l'issue de l'étape (d) de séparation peut avoir une teneur en soufre inférieure ou égale à 0,5%> en poids, préférentiellement inférieure ou égale à 0,3%> en poids, plus préférentiellement inférieure ou égale à 0,1% en poids, et encore plus préférentiellement inférieure ou également à 0,08%> en poids.
Dans le cadre de la présente invention, la conversion de la charge hydrocarbonée en fractions plus légères peut être comprise entre 10%> et 95%, préférentiellement entre 25% et 90%), et plus préférentiellement entre 40%> et 85%. Le taux de conversion ci-dessus mentionné est défini comme étant la quantité de composés ayant un point d'ébullition supérieur à 520°C dans la charge hydrocarbonée initiale, moins la quantité de composés ayant un point d'ébullition supérieur à 520°C dans l'effluent hydrocarboné obtenu à l'issue de l'étape (c) d'hydroconversion, le tout divisé par la quantité de composés ayant un point d'ébullition supérieur à 520°C dans la charge hydrocarbonée initiale. Un taux de conversion élevé est avantageux dans la mesure où ce taux de conversion illustre la production de produits de conversion, principalement de distillais atmosphériques et/ou de distillais sous vide de type naphta, kérosène et diesel, en quantité significative. Cet effluent hydrocarboné liquide peut, au moins en partie, avantageusement être utilisé comme bases de fioul ou comme fioul, notamment comme base de fioul de soute ou comme fioul de soute, à basse teneur en soufre répondant aux nouvelles recommandations de l'Organisation Maritime Internationale.
Par « fioul », on entend dans l'invention une charge hydrocarbonée utilisable comme combustible. Par « base de fioul », on entend dans l'invention une charge hydrocarbonée qui, mélangée à d'autres bases, constitue un fioul. En fonction de l'origine de ces bases, notamment en fonction du type de pétrole brut et du type de raffinage, les propriétés de ces bases, en particulier leur teneur en soufre et leur viscosité, sont très diverses.
Étape optionnelle (e) de séparation des sédiments et des fines
L'effluent hydrocarboné obtenu à l'issue de l'étape (c) d'hydroconversion, et notamment la fraction liquide la plus lourde obtenue, peut contenir des sédiments et des résidus de catalyseur issus de l'étape en lit fixe et/ou de l'étape en lit bouillonnant sous forme de fines. Afin d'obtenir un fioul ou une base de fioul répondant aux recommandations d'une teneur en sédiments après vieillissement inférieure ou égale à 0,1%, le procédé selon l'invention peut comprendre une étape additionnelle consistant à séparer les sédiments et les fines de l'effluent hydrocarboné liquide après l'étape (d) de séparation.
Le procédé selon l'invention peut donc comprendre en outre une étape (e) de séparation des sédiments et des fines, dans laquelle au moins une partie des fractions résidu atmosphérique et/ou distillât sous vide et/ou résidu sous vide est soumise à une séparation des sédiments et des fines de catalyseur, en utilisant au moins un filtre, un système de centrifugation ou une décantation en ligne.
Etape optionnelle (f) de craquage catalytique Selon un mode de réalisation, le procédé selon l'invention peut comprendre en outre une étape de craquage catalytique (f), dans laquelle au moins une partie de la fraction distillât sous vide et/ou de la fraction résidu sous vide, éventuellement préalablement soumise à l'étape de séparation des sédiments et des fines (e), est envoyée dans une section de craquage catalytique dans laquelle elle est traitée dans des conditions permettant la production d'une fraction gazeuse, une fraction essence, une fraction diesel et une fraction résiduelle.
Ladite étape (f) de craquage catalytique peut être une étape de craquage catalytique en lit fluidisé, par exemple selon le procédé mis au point par la Société Demanderesse dénommé R2R. Cette étape peut être exécutée de manière classique connue de l'homme du métier dans les conditions adéquates de craquage en vue de produire des produits hydrocarbonés de plus faible poids moléculaire. Des descriptions de fonctionnement et de catalyseurs utilisables dans le cadre du craquage en lit fluidisé dans cette étape (f) sont décrits par exemple dans les documents de brevets US 4695370, EP 0184517, US 4959334, EP 0323297, US 4965232, US 5120691, US 5344554, US 5449496, EP 0485259, US 5286690, US 5324696, EP 0542604 et EP 0699224.
Le réacteur de craquage catalytique en lit fluidisé peut fonctionner à courant ascendant ou à courant descendant. Bien que cela ne soit pas une forme préférée de réalisation de la présente invention, il est également envisageable d'effectuer le craquage catalytique dans un réacteur à lit mobile. Les catalyseurs de craquage catalytique particulièrement préférés sont ceux qui contiennent au moins une zéolithe habituellement en mélange avec une matrice appropriée telle que par exemple l'alumine, la silice, la silice-alumine.
Au moins une partie de la fraction résiduelle obtenue à l'issue de l'étape (f) de craquage catalytique, souvent appelé fraction « slurry » par l'homme du métier, peut être recyclée à l'entrée de l'étape (f) de craquage catalytique et/ou à l'entrée de l'étape (a) d' hydrotraitement et/ou à l'entrée de l'étape (c) d' hydroconversion. La fraction résiduelle peut aussi être au moins en partie voire en totalité envoyée dans une zone de stockage de fioul lourd de raffinerie.
Dans un mode de réalisation de l'invention, une partie de la fraction diesel et/ou de la fraction résiduelle obtenue(s) à l'issue de cette étape (f) de craquage catalytique peut être utilisée pour constituer une base fluxante. Fluxage et fiouls
Un objectif de la présente invention est de produire des fiouls commercialisables, notamment des fiouls de soute pour le transport maritime. Il est préférable que ce type de fioul réponde à certaines spécifications, notamment en termes de viscosité. De préférence, un type de fioul de soute très courant présente une viscosité inférieure ou égale à 380 cSt (à 50°C). D'autres qualités de fiouls, appelées « grades », répondent à des spécifications différentes, notamment du point de vue de la viscosité. Notamment pour les combustibles de types distillât, le grade DMA impose une viscosité comprise entre 2 cSt et 6 cSt à 40°C et le grade DMB une viscosité comprise entre 2 cSt et 11 cSt à 40°C. Afin d'obtenir entre autres la viscosité cible du grade de fioul désiré, des bases de fioul peuvent être mélangées, si nécessaire, avec des bases fluxantes ou « cutter stocks » selon la terminologie anglo- saxonne. Des spécifications des fiouls sont par exemple décrites dans la norme IS08217 (dernière version en 2012). Les bases fluxantes sont généralement de type kérosène, gazole ou gazole sous vide. Elles peuvent être choisies parmi des huiles de huiles de coupe légère (LCO) d'un craquage catalytique, des huiles de coupe lourde (HCO) d'un craquage catalytique, le résidu d'un craquage catalytique, du kérosène, du gazole, du distillât sous vide et/ou une huile décantée. Dans le procédé selon l'invention, le résidu atmosphérique et/ou le distillât sous vide et/ou le résidu sous vide obtenu(s) à l'issue de l'étape (d) de séparation, éventuellement préalablement soumis à l'étape (e) de séparation des sédiments et des fines, peut (peuvent) être mélangé(s) avec une ou plusieurs bases fluxantes choisies dans le groupe constitué par les huiles de coupe légère d'un craquage catalytique, les huiles de coupe lourde d'un craquage catalytique, le résidu d'un craquage catalytique, un kérosène, un gazole, un distillât sous vide et/ou une huile décantée.
De façon tout particulièrement préférée, ladite base fluxante est choisie parmi une partie de la fraction légère d'hydrocarbures de type kérosène ou gazole obtenue à l'issue de l'étape (b) de séparation, une partie de la fraction lourde d'hydrocarbures de type distillât sous vide obtenue à l'issue de l'étape (b) de séparation, et une partie de la fraction essence, de la fraction diesel et/ou de la fraction résiduelle obtenue(s) à l'issue de l'étape (f) de craquage catalytique. De plus ou alternativement, ladite base fluxante peut être choisie parmi une partie de la fraction kérosène et/ou diesel obtenue(s) à l'issue de l'étape d'hydroconversion en lit bouillonnant.
A l'issue de cette étape de mélange du résidu atmosphérique et/ou du distillât sous vide et/ou du résidu sous vide obtenu(s) à l'issue de l'étape (d) de séparation, éventuellement préalablement soumis à l'étape (e) de séparation des sédiments et des fines, avec une ou plusieurs bases fluxantes, on obtient avantageusement un fioul utilisable dans le transport maritime, également appelé fioul de soute, à basse teneur en soufre.
La présente invention a donc également pour objet un tel fioul ayant une teneur en soufre inférieure ou égale 0,5% en poids, de préférence inférieure ou égale 0,1% en poids. Ce fioul peut avoir avantageusement une teneur en sédiments inférieure ou égale à 0,1 % en poids, de façon à respecter la nouvelle version de la norme ISO 8217:2012.
De plus, la viscosité de ce fioul peut être comprise entre 1 cSt et 700 cSt à 50°C.
Un mode de réalisation avantageux du procédé selon l'invention est représenté sur les figures 1, 2 et 3.
La figure 1 représente un procède selon l'invention avec séparation intermédiaire avec décompression. Pour plus de lisibilité, le fonctionnement des zones de garde dans la section d' hydrotraitement de la figure 1 est décrit dans la figure 2. Dans la figure 1, la charge (10), préchauffée dans l'enceinte (12), mélangée avec de l'hydrogène recyclé (14) et de l'hydrogène d'appoint (24) préchauffée dans l'enceinte (16), est introduite par la conduite (18) dans le système de zones de garde
En se référant à la figure 2, le fonctionnement des zones de garde dans la section d' hydrotraitement comportant deux zones de garde (ou réacteurs permutables) Ra et Rb comprend une série de cycles comportant chacun quatre étapes successives :
- une première étape (étape i) au cours de laquelle la charge traverse successivement le réacteur Ra, puis le réacteur Rb, - une deuxième étape (étape ii) au cours de laquelle la charge traverse uniquement le réacteur Rb, le réacteur Ra étant court-circuité pour régénération et/ou remplacement du catalyseur,
- une troisième étape (étape iii) au cours de laquelle la charge traverse successivement le réacteur Rb, puis le réacteur Ra,
- une quatrième étape (étape iv) au cours de laquelle la charge traverse uniquement le réacteur Ra, le réacteur Rb étant court-circuité pour régénération et/ou remplacement du catalyseur.
Le cycle peut ensuite recommencer. Les étapes i et iii sont des étapes durant lesquelles toutes les zones de garde sont utilisées. Les étapes ii et iv sont des étapes durant lesquelles une zone de garde est court-circuitée tandis que l'autre est utilisée.
Au cours de l'étape (i), la charge préchauffée est introduite par la ligne (18) et la ligne (19) comportant une vanne VI ouverte vers la ligne (20) et le réacteur de garde Ra renfermant un lit fixe A de catalyseur. Durant cette période les vannes V3, V4 et V5 sont fermées. L'effluent du réacteur Ra est envoyé par la conduite (21), la conduite (22) comportant une vanne V2 ouverte et la conduite (23) dans le réacteur de garde Rb renfermant un lit fixe B de catalyseur. L'effluent du réacteur Rb est envoyé par les conduites (24) et (25) comportant une vanne V6 ouverte et la conduite (26) à la section d' hydrotraitement principale qui sera décrite par la suite.
Au cours de l'étape (ii), les vannes VI, V2, V4 et V5 sont fermées et la charge est introduite par la ligne (18) et la ligne (27) comportant une vanne V3 ouverte vers la ligne (23) et le réacteur Rb. Durant cette période, l'effluent du réacteur Rb est envoyé par les conduites (24) et (25) comportant une vanne V6 ouverte et la conduite (26) à la section d' hydrotraitement principale.
Au cours de l'étape (iii), les vannes VI, V2 et V6 sont fermées et les vannes V3, V4 et V5 sont ouvertes. La charge est introduite par la ligne (18) et les lignes (27) et (23) vers le réacteur Rb. L'effluent du réacteur Rb est envoyé par la conduite (24), la conduite (28) comportant une vanne V4 ouverte et la conduite (20) dans le réacteur de garde Ra. L'effluent du réacteur Ra est envoyé par les conduites (21) et (29) comportant une vanne V5 ouverte et la conduite (26) à la section d' hydrotraitement principale.
Au cours d'étape (iv), les vannes V2, V3, V4 et V6 sont fermées et les vannes VI et V5 sont ouvertes. La charge est introduite par la ligne (18) et les lignes (19) et (20) vers le réacteur Ra. Durant cette période l'effluent du réacteur Ra est envoyé par les conduites (21) et (29) comportant une vanne V5 ouverte et la conduite (26) à la section d' hydrotraitement principale.
Revenant à la figure 1, l'effluent sortant du ou des réacteurs de garde est optionnellement remélangé avec de l'hydrogène arrivant par la conduite (65) dans un réacteur d'HDM (30) qui renferme un lit fixe (32) de catalyseur. Pour des raisons de lisibilité, un seul réacteur d'HDM et un seul réacteur d'HDS sont représentés sur la figure, mais la section d'HDM et d'HDS peut comporter plusieurs réacteurs d'HDM et d'HDS en série. Si besoin, l'hydrogène recyclé et/ou d'appoint peut également être introduit dans les réacteurs d' hydrotraitement entre les différents lits catalytiques (non représentée). L'effluent du réacteur d'HDM est soutiré par la conduite (34), puis envoyé dans le premier réacteur d'HDS (36) où il traverse un lit fixe (38) de catalyseur.
L'effluent issu de l'étape d'hydro traitement est envoyé par la ligne (42) dans un séparateur haute pression haute température (HPHT) (44) à partir duquel on récupère une fraction gazeuse (46) et une fraction liquide (48). Le point de coupe se situe généralement entre 200 et 400°C. La fraction gazeuse (46) est envoyée, généralement via un échangeur (non représenté) ou un aéroréfrigérant (50) pour refroidissement à un séparateur haute pression basse température (HPBT) (52) à partir duquel on récupère une fraction gazeuse (54) contenant les gaz (H2, H2S, NH3, hydrocarbures C1 -C4, ...) et une fraction liquide (56).
La fraction gazeuse (54) issue du séparateur haute pression basse température (HPBT) (52) est traitée dans l'unité de purification d'hydrogène (58) à partir de laquelle on récupère l'hydrogène (60) pour le recycler via le compresseur (62) et la ligne (65) aux réacteurs (30) et/ou (36) ou via la ligne (14) aux réacteurs permutables. Les gaz contenant des composés azotés et soufrés indésirables sont évacués de l'installation (flux (66)).
La fraction liquide (56) issue du séparateur haute pression basse température (HPBT) (52) est détendue dans le dispositif (68) puis envoyée vers le système de fractionnement (70). Optionnellement, un séparateur moyenne pression (non représenté) après le détendeur (68) peut être installé pour récupérer une fraction gazeuse qui est envoyé à l'unité de purification (58) et une phase liquide qui est amenée à la section de fractionnement (70).
La fraction liquide (48) issue du séparateur haute pression haute température (HPHT) (44) est détendue dans le dispositif (72) puis envoyée vers le système de fractionnement (70). Les fractions (56) et (48) peuvent être envoyées ensemble, après détente, au système (70). Selon une variante non représentée, les fractionnements (70) et (172) peuvent être communs et traités toutes les fractions légères dont celle venant du séparateur inter-étage (108). Le système de fractionnement (70) comprend un système de distillation atmosphérique pour produire un effluent gazeux (74), au moins une fraction dite légère (76) et contenant notamment du naphta, du kérosène et du diesel et une fraction résidu atmosphérique (78). Une partie de la fraction résidu atmosphérique peut être envoyée par la ligne (80) dans les réacteurs d'hydroconversion. Tout ou partie de la fraction résidu atmosphérique (78) est envoyée à une colonne de distillation sous vide (82) pour récupérer une fraction (84) contenant le résidu sous vide et une fraction distillât sous vide (86) contenant du gazole sous vide.
La fraction résidu sous vide (84), éventuellement mélangée avec une partie de la fraction résidu atmosphérique (80) et/ou avec une partie de la fraction distillât sous vide (86), est mélangée avec de l'hydrogène recyclé (88) éventuellement complété par de l'hydrogène d'appoint (90) préchauffée dans le four (91). Elle traverse optionnellement un four (92). Optionnellement, une co-charge (94) peut être introduite. La fraction lourde est ensuite introduite via la ligne (96) dans l'étape d'hydroconversion en bas du premier réacteur (98) en lit bouillonnant fonctionnant à courant ascendant de liquide et de gaz et contenant au moins un catalyseur d'hydroconversion. Le réacteur (98) comporte habituellement une pompe de recirculation (100) permettant le maintien du catalyseur en lit bouillonnant par recyclage continu d'au moins une partie du liquide soutiré dans la partie supérieure du réacteur et réinjecté en bas du réacteur. L'appoint de catalyseur frais peut se faire par le haut ou par le bas du réacteur (non représenté). L'apport en catalyseur peut se faire de manière périodique ou en continu. Le catalyseur usagé peut être soutiré par le bas du réacteur (non représenté) pour être soit éliminé, soit régénéré pour éliminer le carbone et le soufre avant sa réinjection par le haut du réacteur. Le catalyseur soutiré par le bas du premier réacteur partiellement usagé peut également être transféré directement dans le haut du deuxième réacteur d'hydroconversion (102) (non représenté). Éventuellement, effluent converti (104) issu du réacteur (98) peut être soumis à une séparation de la fraction légère (106) dans un séparateur inter-étage (108).
Tout ou partie de l'effluent issu (110) du séparateur inter-étage (108) est avantageusement mélangé avec de l'hydrogène supplémentaire (157), si besoin préalablement préchauffé (non représenté). Ce mélange est ensuite injecté par la conduite (112) dans un deuxième réacteur d'hydroconversion (102) en lit bouillonnant fonctionnant à courant ascendant de liquide et de gaz contenant au moins un catalyseur d'hydroconversion. Les conditions opératoires, notamment la température, dans ce réacteur sont choisies pour atteindre le niveau de conversion recherché, tel que cela a été préalablement décrit. L'appoint et le soutirage du catalyseur est effectué de la même manière que celle décrite pour le premier réacteur. Le réacteur (102) comporte également habituellement une pompe de recirculation (114) fonctionnant de la même manière que la pompe du premier réacteur.
L'effluent des réacteurs en lit bouillonnant est envoyé par la ligne (134) dans un séparateur haute pression haute température (HPHT) (136) à partir duquel on récupère une fraction gazeuse (138) et une fraction liquide (140). La fraction gazeuse (138) est envoyé généralement via un échangeur (non représenté) ou un aéroréfrigérant (142) pour refroidissement à un séparateur haute pression basse température (HPBT) (144) à partir duquel on récupère une fraction gazeuse (146) contenant les gaz (H2, H2S, NH3, hydrocarbures en d-C4...) et une fraction liquide (148). La fraction gazeuse (146) du séparateur haute pression basse température (HPBT) (144) est traitée dans l'unité de purification d'hydrogène (150) à partir de laquelle on récupère l'hydrogène (152) pour le recycler via le compresseur (154) et la ligne (156) et/ou la ligne
(157) à la section d'hydroconversion. L'unité de purification d'hydrogène peut être constituée d'un lavage aux aminés, d'une membrane, d'un système de type PSA. Les gaz contenant des composés azotés et soufrés indésirables sont évacués de l'installation (flux
(158) qui peut représenter plusieurs flux, notamment un flux riche en H2S et une ou plusieurs purges contenant des hydrocarbures légers (Cl et C2) qui peut (peuvent) être utilisée(s) en gaz combustible de raffinerie).
La fraction liquide (148) du séparateur haute pression basse température (HPBT) (144) est détendue dans le dispositif (160) puis envoyée vers le système de fractionnement (172). Optionnellement, un séparateur moyenne pression (non représenté) après le détendeur (160) peut être installé pour récupérer une phase vapeur qui est envoyé à l'unité de purification (150) et/ou à une unité de purification moyenne pression dédiée (non représenté), et une phase liquide qui est amenée à la section de fractionnement (172).
La fraction liquide (140) issue de la séparation haute pression haute température (HPHT) (136) est détendue dans le dispositif (174) puis envoyée vers le système de fractionnement (172). Optionnellement, un séparateur moyenne pression (non représenté) après le détendeur (174) peut être installé pour récupérer une phase vapeur qui est envoyé à l'unité de purification (150) et/ou à une unité de purification moyenne pression dédiée (non représenté), et une phase liquide qui est amenée à la section de fractionnement (172).
Bien évidemment, les fractions (148) et (140) peuvent être envoyées ensemble, après détente, au système (172). Le système de fractionnement (172) comprend un système de distillation atmosphérique pour produire un effluent gazeux (176), au moins une fraction dite légère (178), contenant notamment du naphta, du kérosène et du diesel, et une fraction résidu atmosphérique (180). Une partie de la fraction résidu atmosphérique (180) peut être soutirée par la ligne (182) pour constituer les bases de fiouls recherchées. Tout ou partie de la fraction résidu atmosphérique (180) peut être envoyée à une colonne de distillation sous vide (184) pour récupérer une fraction contenant le résidu sous vide (186) et une fraction distillât sous vide (188) contenant du gazole sous vide. Au moins une partie de la fraction résidu sous vide est de préférence recyclée via la ligne (190) à l'étape d'hydroconversion, ou en amont de l'étape d' hydrotraitement (ligne non représentée) afin d'augmenter la conversion. Optionnellement, la fraction résidu atmosphérique (182), la fraction distillât sous vide (188) et/ou la fraction résidu sous vide (186) peuvent être soumises à une étape de séparation des fines et sédiments par, par exemple, des filtres (191), (192) et (193) respectivement.
Un schéma alternatif non représenté pour la séparation et le fractionnement peut être réalisé au moyen d'une colonne de stripage à la vapeur qui traite la ou les fractions lourdes des séparateurs haute pression ou moyenne pression ou basse pression. Par ce moyen, le fond de la colonne de stripage alimente directement la colonne sous vide; la colonne de distillation atmosphérique demeure pour traiter des mélanges de distillais mais ne traite pas la fraction non convertie (la plus lourde). La figure 3 représente un autre procédé selon l'invention avec séparation intermédiaire sans décompression. On ne décrira ci-dessous essentiellement que les différences entre le procédé selon la figure 3 et le procédé selon la figure 1, les étapes d' hydrotraitement, d'hydroconversion et de la séparation après Γ hydroconversion (et leurs signes de références) étant par ailleurs strictement identiques.
L'effluent traité dans les réacteurs d' hydrotraitement est envoyé par la ligne (42) dans un séparateur haute pression haute température (HPHT) (44) à partir duquel on récupère une fraction plus légère (46) et une fraction résiduelle (48). Le point de coupe se situe généralement entre 200 et 400°C.
La fraction résiduelle (48) est envoyée directement après un éventuel passage dans un four (92) dans la section d'hydroconversion.
La fraction plus légère (46) est envoyée, généralement via un échangeur (non représenté) ou un aéroréfrigérant (50) pour refroidissement à un séparateur haute pression basse température (HPBT) (52) à partir duquel on récupère une fraction gazeuse (54) contenant les gaz (H2, H2S, NH3, hydrocarbures d-C4...) et une fraction liquide (56).
La fraction gazeuse (54) du séparateur haute pression basse température (HPBT) (52) est traitée dans l'unité de purification d'hydrogène (58) à partir de laquelle on récupère l'hydrogène (60) pour le recycler via le compresseur (154) et les lignes (64) et (156) à la section d' hydrotraitement et/ou à la section d'hydroconversion. Les gaz contenant des composés azotés, soufrés et oxygénés indésirables sont évacués de l'installation (flux (66)). Dans cette configuration, un seul compresseur (154) est utilisé pour alimenter l'intégralité des réacteurs nécessitant de l'hydrogène. La fraction liquide (56) issue du séparateur haute pression basse température (HPBT) (52) est détendue dans le dispositif (68) puis envoyée vers le système de fractionnement (70). Le système de fractionnement (70) comprend un système de distillation atmosphérique pour produire un effluent gazeux (74), au moins une fraction dite légère (76) et contenant notamment du naphta, du kérosène et du diesel et une fraction résidu atmosphérique (195). Une partie de la fraction résidu atmosphérique peut être envoyée par la ligne (195) dans les réacteurs d'hydroconversion alors qu'une autre partie de la fraction résidu atmosphérique (194) peut être envoyé vers un autre procédé (hydrocraquage ou FCC ou hydrotraitement).
EXEMPLES
L'exemple suivant illustre l'invention sans toutefois en limiter la portée. On a traité un résidu sous vide (RSV Oural) contenant 87,0% en poids de composés bouillant à une température supérieure à 520°C, ayant une densité de 9,5° API et une teneur en soufre de 2,72% en poids. La charge contient 254 ppm de métaux (Ni + V).
La charge a été soumise à une étape d' hydrotraitement incluant deux réacteurs permutables. La répartition du chargement de catalyseurs HDM/HDS est 63/27. Les conditions opératoires sont données dans le tableau 1.
Figure imgf000034_0001
Tableau 1 : Conditions opératoires lit fixe
La performance en hydrodémétallation HDM dans la section HDT lit fixe est supérieure à 80%. L'effluent de F hydrotraitement a été ensuite soumis à une séparation par ballon flash à haute pression et haute température (HPHT).
La fraction lourde (fraction 350°C ) a été envoyée dans une étape d'hydroconversion comprenant deux réacteurs successifs en lit bouillonnants. Les conditions opératoires sont données dans le tableau 2.
Figure imgf000034_0002
Tableau 2 : Conditions opératoires lit bouillonnant Le rendement et la teneur de soufre de chaque fraction obtenue de l'effluent sortant de l'enchaînement global sont donnés dans le tableau 3.
Figure imgf000035_0001
Tableau 3 : Rendements et teneur en soufre de l'effluent de la section lit bouillonnant (% pds / charge)
L'hydrogène consommé représente 1,69% en poids de la charge fraîche introduite en entrée de la section d' hydrotraitement.
Les rendements ci-dessus permettent de calculer le taux de conversion de la fraction de la charge bouillant à une température supérieure à 520°C se convertissant en des produits bouillant à une température inférieure à 520°C, selon la formule suivante :
„ . (quantité de 520°C + dans la charge) -(quantité de 520°C+ dans Veffluent )
Conversion = — : -.
{quantité de 520°C+ dans la charge)
L'application numérique donne : Conversion = (87,0-34,3) / 87,0 = 60,5%>
Ce taux de conversion particulièrement élevé illustre la production de produits de conversion (distillais principalement) en quantité significative.
Par la suite, on a préparé un mélange à partir de coupes 350-520°C et 520°C+ issues de l'étape d'hydroconversion dans les proportions suivantes :
- coupe 350-540°C : 48% en poids du mélange, et
- coupe 520°C+ : 52% en poids du mélange.
On a ainsi obtenu un fioul ayant une teneur en soufre de 0,35% en poids et ayant une viscosité de 380 cSt à 50°C. De plus, sa teneur en sédiments après vieillissement est inférieure à 0,1 % en poids. Au regard de ces analyses, ce fioul est particulièrement adapté pour constituer un fioul de soute tel que recommandé par l'IMO en dehors des ZCES à l'horizon 2020-2025.
En plus du premier mélange conduisant à un fioul à 0,35% de soufre, on a réalisé un second mélange composé de 80%> en poids d'une fraction issue de la coupe diesel et de 20%) en poids d'une fraction issue de la coupe distillât sous vide. Dans ces proportions, le mélange a une teneur en soufre de 0,09%> et une viscosité de 6 cSt à 40°C. Ce mélange constitue ainsi un combustible marin de type distillât (« marine gas-oil » ou « marine diesel » selon la terminologie anglo-saxonne) pouvant s'apparenter au grade DMB (dont la spécification de viscosité est comprise entre 2 cSt et 11 cSt à 40°C) par exemple. Du fait de sa teneur en soufre inférieure à 0,1 %, ce mélange constitue un combustible de choix pour les ZCES à l'horizon 2015.

Claims

REVENDICATIONS
1. Procédé de traitement d'une charge hydrocarbonée ayant une teneur en soufre d'au moins 0,5% en poids, une température initiale d'ébullition d'au moins 340°C et une température finale d'ébullition d'au moins 440°C, permettant d'obtenir au moins une fraction hydrocarbonée liquide ayant une teneur en soufre inférieure ou égale à 0,5% en poids, comprenant les étapes successives suivantes :
a) une étape d' hydrotraitement en lit fixe, dans laquelle la charge hydrocarbonée et de l'hydrogène sont mis en contact sur au moins un catalyseur d'hydro traitement,
b) une étape de séparation de l'effluent obtenu à l'issue de l'étape (a) d' hydrotraitement en au moins une fraction légère et au moins une fraction lourde,
c) une étape d'hydroconversion d'au moins une partie de la fraction lourde de l'effluent issu de l'étape (b) dans au moins un réacteur contenant un catalyseur supporté en lit bouillonnant, et
d) une étape de séparation de l'effluent issu de l'étape (c) pour obtenir au moins une fraction gazeuse et au moins ladite fraction hydrocarbonée liquide.
2. Procédé selon la revendication 1 dans lequel l'étape (a) d' hydrotraitement comprend une première étape (al) d'hydrodémétallation (HDM) réalisée dans une ou plusieurs zones d'hydrodémétallation en lits fixes et une deuxième étape (a2) subséquente d'hydrodésulfuration (HDS) réalisée dans une ou plusieurs zones d'hydrodésulfuration en lits fixe.
3. Procédé selon l'une ou l'autre des revendications 1 et 2, dans lequel l'étape d' hydrotraitement (a) est effectuée à une température comprise entre 300°C et 500°C, sous une pression absolue comprise entre 2 MPa et 35 MPa, avec une vitesse spatiale de la charge hydrocarbonée comprise dans une gamme allant de 0,1 h"1 à 5 h"1, et la quantité d'hydrogène mélangée à la charge est comprise entre 100 Nm3/m3et 5000 Nm3/m3.
4. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 3, dans lequel l'étape d'hydroconversion (c) est effectuée sous une pression absolue comprise entre 2,5 MPa et 35 MPa, à une température comprise entre 330°C et 550°C, avec une vitesse spatiale comprise dans une gamme allant de 0,1 h"1 à 10 h"1, et la quantité d'hydrogène mélangée à la charge est de 50 NmV à 5000 Nm3/m3.
5. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 4, dans lequel l'étape (a) d' hydrotraitement est mise en œuvre dans une ou plusieurs zones d'hydro traitement en lits fixes précédées d'au moins deux zones de garde d' hydrotraitement également en lits fixes, disposées en série pour être utilisées de façon cyclique consistant en la répétition successive des étapes a") et a'") définies ci-après :
a') une étape, dans laquelle les zones de garde sont utilisées toutes ensembles pendant une durée au plus égale au temps de désactivation et/ou de colmatage de l'une d'entre elles,
a") une étape, durant laquelle la zone de garde désactivée et/ou colmatée est court- circuitée et le catalyseur qu'elle contient est régénéré et/ou remplacé par du catalyseur frais, et durant laquelle le ou les autres zone(s) de garde sont utilisée(s), et
a' ") une étape, durant laquelle les zones de garde sont utilisées toutes ensembles, la zone de garde dont le catalyseur a été régénéré et/ou remplacé au cours de l'étape précédente étant reconnectée et ladite étape étant poursuivie pendant une durée au plus égale au temps de désactivation et/ou de colmatage de l'une des zones de garde.
6. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 5, dans lequel la charge hydrocarbonée est choisie parmi les résidus atmosphériques, les résidus sous vide issus de distillation directe, des pétroles bruts, des pétroles bruts étêtés, les huiles désasphaltées, des résines de désasphaltage, les asphaltes ou brais de désasphaltage, les résidus issus des procédés de conversion, des extraits aromatiques issus des chaînes de production de bases pour lubrifiants, des sables bitumineux ou leurs dérivés, des schistes bitumineux ou leurs dérivés, des huiles de roche mère ou leurs dérivés, pris seuls ou en mélange.
7. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 6, dans lequel l'effluent issu de l'étape (a) d' hydrotraitement subit une étape (b) de séparation avec décompression, comprenant les étapes suivante :
- ledit effluent de l'étape (a) est envoyé dans une section de fractionnement ayant un point de coupe entre 200°C et 400°C permettant d'obtenir une fraction légère et une fraction lourde, - ladite fraction lourde est fractionnée par distillation atmosphérique en au moins une fraction distillât atmosphérique, contenant de préférence au moins une fraction légère d'hydrocarbures de type naphta, kérosène et/ou diesel, et une fraction résidu atmosphérique,
- au moins une partie de la fraction résidu atmosphérique est fractionnée par distillation sous vide en une fraction distillât sous vide, contenant de préférence du gazole sous vide, et une fraction résidu sous vide, et
- au moins une partie de la fraction résidu sous vide et/ou de la fraction résidu atmosphérique sont avantageusement envoyées dans l'étape d'hydroconversion (c).
8. Procédé selon l'une des revendications 1 à 6, dans lequel l'effluent issu de l'étape (a) d' hydrotraitement subit une étape (b) de séparation sans décompression, comprenant les étapes suivante :
- l'effluent de l'étape (a) d' hydrotraitement est envoyé dans une section de fractionnement ayant un point de coupe entre 200 et 400°C permettant d'obtenir au moins une fraction légère et au moins une fraction lourde,
- la fraction lourde est directement envoyée dans l'étape (c) d'hydroconversion ;
- la fraction légère est soumise à une distillation atmosphérique permettant d'obtenir une fraction gazeuse, au moins une fraction légère d'hydrocarbures liquides de type naphta, kérosène et/ou diesel et une fraction distillât sous vide, et
- ladite fraction distillât sous vide est au moins en partie envoyée au moins en partie dans l'étape (c) d'hydroconversion.
9. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 8, dans lequel l'étape de séparation (d) comprend en outre au moins une distillation atmosphérique, dans laquelle la ou les fraction(s) hydrocarbonée(s) liquide(s) obtenue(s) après séparation est (sont) fractionnée(s) par distillation atmosphérique en au moins une fraction distillât atmosphérique et au moins une fraction résidu atmosphérique.
10. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 9, dans lequel l'étape de séparation (d) comprend en outre au moins une distillation sous vide dans laquelle la ou les fraction(s) hydrocarbonée(s) liquide(s) obtenue(s) après séparation et/ou la fraction résidu atmosphérique obtenue après distillation atmosphérique est (sont) fractionnée(s) par distillation sous vide en au moins une fraction distillât sous vide et au moins une fraction résidu sous vide.
11. Procédé selon la revendication 10 dans lequel une partie de la fraction résidu sous vide est recyclée dans l'étape (c) d'hydroconversion.
12. Procédé selon l'une quelconque des revendications 9 à 11 comprenant en outre une étape (e) de séparation des sédiments et des fines, dans laquelle au moins une partie des fractions résidu atmosphérique et/ou distillât sous vide et/ou résidu sous vide est soumise à une séparation des sédiments et des fines de catalyseur, en utilisant au moins un filtre, un système de centrifugation ou une décantation en ligne.
13. Procédé selon l'une quelconque des revendications 10 à 12 comprenant en outre une étape de craquage catalytique (f), dans lequel au moins une partie de la fraction distillât sous vide et/ou de la fraction résidu sous vide, éventuellement préalablement soumise à l'étape de séparation des sédiments et des fines (e), est envoyée dans une section de craquage catalytique dans laquelle elle est traitée dans des conditions permettant la production d'une fraction gazeuse, une fraction essence, une fraction diesel et une fraction résiduelle.
14. Procédé selon l'une quelconque des revendications 9 à 13 dans lequel le résidu atmosphérique et/ou le distillât sous vide et/ou le résidu sous vide obtenu(s) à l'issue de l'étape (d) de séparation, éventuellement préalablement soumis à l'étape (e) de séparation des sédiments et des fines, est (sont) mélangé(s) avec une ou plusieurs bases fluxantes choisies dans le groupe constitué par les huiles de coupe légère d'un craquage catalytique, les huiles de coupe lourde d'un craquage catalytique, le résidu d'un craquage catalytique, un kérosène, un gazole, un distillât sous vide et/ou une huile décantée.
15. Procédé selon la revendication 14 dans lequel ladite base fluxante est choisie parmi une partie de la fraction légère d'hydrocarbures de type kérosène ou gazole obtenue à l'issue de l'étape (b) de séparation, une partie de la fraction lourde d'hydrocarbures de type distillât sous vide obtenue à l'issue de l'étape (b) de séparation, et une partie de la fraction essence, de la fraction diesel et/ou de la fraction résiduelle obtenue(s) à l'issue de l'étape (f) de craquage catalytique.
16. Fioul utilisable dans le transport maritime, obtenu par le procédé tel que défini dans l'une ou l'autre des revendications 14 ou 15, ayant une teneur en soufre inférieure ou égale 0,5% en poids, de préférence inférieure ou égale 0,1% en poids.
17. Fioul selon la revendication 16, caractérisé en ce qu'il a une teneur en sédiments inférieure ou égale à 0,1 % en poids.
18. Fioul selon l'une ou l'autre des revendications 16 ou 17, caractérisé en ce que sa viscosité est comprise entre 1 cSt et 700 cSt à 50°C.
PCT/FR2013/053166 2012-12-20 2013-12-18 Procédé avec separation de traitement de charges petrolieres pour la production de fiouls a basse teneur en soufre WO2014096704A1 (fr)

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RU2015129080A RU2660426C2 (ru) 2012-12-20 2013-12-18 Способ раздельной обработки нефтяного сырья для производства жидкого топлива с низким содержанием серы
SG11201504854XA SG11201504854XA (en) 2012-12-20 2013-12-18 Process with separation for treating petroleum feedstocks for the production of fuel oils with a low sulphur content
KR1020157019490A KR102289270B1 (ko) 2012-12-20 2013-12-18 낮은 황 함량을 갖는 연료 오일들의 생산을 위한 석유 공급원료들을 처리하기 위한 분리를 갖는 프로세스

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WO (1) WO2014096704A1 (fr)

Cited By (20)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR3027912A1 (fr) * 2014-11-04 2016-05-06 Ifp Energies Now Procede de production de combustibles de type fuel lourd a partir d'une charge hydrocarbonee lourde utilisant une separation entre l'etape d'hydrotraitement et l'etape d'hydrocraquage
FR3027910A1 (fr) * 2014-11-04 2016-05-06 Ifp Energies Now Procede de conversion de charges petrolieres comprenant une etape d'hydrotraitement en lit fixe, une etape d'hydrocraquage en lit bouillonnant, une etape de maturation et une etape de separation des sediments pour la production de fiouls a basse teneur en sediments.
FR3027909A1 (fr) * 2014-11-04 2016-05-06 Ifp Energies Now Procede integre de production de combustibles de type fuel lourd a partir d'une charge hydrocarbonee lourde sans separation intermediaire entre l'etape d'hydrotraitement et l'etape d'hydrocraquage
FR3036705A1 (fr) * 2015-06-01 2016-12-02 Ifp Energies Now 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
CN107663464A (zh) * 2016-07-28 2018-02-06 Ifp 新能源公司 包括在脱金属部分和加氢裂化部分间可交换的反应器的生产低硫含量的重质烃级分的方法
RU2677911C1 (ru) * 2016-11-21 2019-01-22 Бейджинг Хуаши Юнайтед Энерджи Технолоджи энд Девелопмент Ко., Лтд. Способ прямого сжижения биомассы
CN109477007A (zh) * 2016-04-27 2019-03-15 Ifp 新能源公司 包括可互换加氢脱金属保护床、固定床加氢处理和可互换反应器中的加氢裂化步骤的转化法
CN112179687A (zh) * 2019-07-05 2021-01-05 中国石油天然气股份有限公司 分离装置的能耗测试方法及分离装置
US11124714B2 (en) 2020-02-19 2021-09-21 Marathon Petroleum Company Lp Low sulfur fuel oil blends for stability enhancement and associated methods
US11136513B2 (en) 2017-02-12 2021-10-05 Magëmä Technology LLC Multi-stage device and process for production of a low sulfur heavy marine fuel oil from distressed heavy fuel oil materials
US11203722B2 (en) 2017-02-12 2021-12-21 Magëmä Technology LLC Multi-stage process and device for treatment heavy marine fuel oil and resultant composition including ultrasound promoted desulfurization
US11788017B2 (en) 2017-02-12 2023-10-17 Magëmã Technology LLC Multi-stage process and device for reducing environmental contaminants in heavy marine fuel oil
US11802257B2 (en) 2022-01-31 2023-10-31 Marathon Petroleum Company Lp Systems and methods for reducing rendered fats pour point
US11860069B2 (en) 2021-02-25 2024-01-02 Marathon Petroleum Company Lp Methods and assemblies for determining and using standardized spectral responses for calibration of spectroscopic analyzers
US11891581B2 (en) 2017-09-29 2024-02-06 Marathon Petroleum Company Lp Tower bottoms coke catching device
US11898109B2 (en) 2021-02-25 2024-02-13 Marathon Petroleum Company Lp Assemblies and methods for enhancing control of hydrotreating and fluid catalytic cracking (FCC) processes using spectroscopic analyzers
US11905468B2 (en) 2021-02-25 2024-02-20 Marathon Petroleum Company Lp Assemblies and methods for enhancing control of fluid catalytic cracking (FCC) processes using spectroscopic analyzers
FR3141185A1 (fr) 2022-10-25 2024-04-26 Totalenergies Onetech Procédé de traitement d’une composition comprenant une huile issue de déchets plastiques
US11970664B2 (en) 2021-10-10 2024-04-30 Marathon Petroleum Company Lp Methods and systems for enhancing processing of hydrocarbons in a fluid catalytic cracking unit using a renewable additive
US11975316B2 (en) 2019-05-09 2024-05-07 Marathon Petroleum Company Lp Methods and reforming systems for re-dispersing platinum on reforming catalyst

Families Citing this family (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR3036703B1 (fr) * 2015-06-01 2017-05-26 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
CN113355133A (zh) * 2016-10-18 2021-09-07 马威特尔有限责任公司 轻致密油和高硫燃油的燃料成分
FR3072684A1 (fr) * 2017-10-25 2019-04-26 IFP Energies Nouvelles Procede d'hydrotraitement de charge hydrocarbonee
RU2737803C1 (ru) * 2019-12-30 2020-12-03 Акционерное общество "Всероссийский научно-исследовательский институт по переработке нефти" (АО "ВНИИ НП") Способ гидрогенизационного облагораживания остаточного нефтяного сырья

Citations (39)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3477943A (en) * 1967-04-25 1969-11-11 Atlantic Richfield Co Two-stage treatment of high sulfur content petroleum materials
US4389301A (en) * 1981-10-22 1983-06-21 Chevron Research Company Two-step hydroprocessing of heavy hydrocarbonaceous oils
EP0113284A1 (fr) 1982-12-30 1984-07-11 Institut Français du Pétrole Procédé de traitement d'une huile lourde ou d'une fraction d'huile lourde pour les convertir en fractions plus légères
EP0113297A1 (fr) 1982-12-31 1984-07-11 Institut Français du Pétrole Procédé d'hydrotraitement convertissant en au moins deux étapes une fraction lourde d'hydrocarbures contenant des impuretés soufrées et des impuretés métalliques
US4591426A (en) * 1981-10-08 1986-05-27 Intevep, S.A. Process for hydroconversion and upgrading of heavy crudes of high metal and asphaltene content
EP0184517A1 (fr) 1984-12-07 1986-06-11 Compagnie De Raffinage Et De Distribution Total France Perfectionnement aux procédés et dispositifs pour le craquage catalytique de charges d'hydrocarbures
US4695370A (en) 1984-08-02 1987-09-22 Institut Francais Du Petrole Process and apparatus for fluid bed catalytic cracking
CA1238005A (fr) 1984-02-16 1988-06-14 Gerald Mandel Procede catalytique multi-etage pour la conversion d'hydrocarbures liquides lourds
US4816841A (en) 1986-07-11 1989-03-28 Kuraray Co., Ltd. Optical recording medium
US4818743A (en) 1983-04-07 1989-04-04 Union Oil Company Of California Desulfurization catalyst and the catalyst prepared by a method
EP0323297A1 (fr) 1987-12-30 1989-07-05 Société Anonyme dite: COMPAGNIE DE RAFFINAGE ET DE DISTRIBUTION TOTAL FRANCE Procédé de conversion d'hydrocarbures en lit fluidisé
US4959334A (en) 1987-12-21 1990-09-25 C. Compagnie de Raffinage et de Distribution Fluidized-bed catalyst regeneration
US4965232A (en) 1988-03-09 1990-10-23 Compagnie De Raffinage Et De Distribution Total France Process for fluidized-bed catalyst regeneration
US5089463A (en) 1988-10-04 1992-02-18 Chevron Research And Technology Company Hydrodemetalation and hydrodesulfurization catalyst of specified macroporosity
EP0485259A1 (fr) 1990-11-08 1992-05-13 Total Raffinage Distribution S.A. Procédé et dispositif d'homogénéisation, à l'intérieur d'un réacteur tubulaire de craquage d'hydrocarbures à lit de particules solides fluidisées, du mélange de ces particules et des vapeurs d'hydrocarbures à traiter
US5120691A (en) 1989-06-16 1992-06-09 Institut Francais Du Petrole Process for regulating or checking the thermal level of a pulverulent solid incorporating a heat exchanger with fluidized bed compartments
US5178749A (en) * 1983-08-29 1993-01-12 Chevron Research And Technology Company Catalytic process for treating heavy oils
FR2681871A1 (fr) 1991-09-26 1993-04-02 Inst Francais Du Petrole Procede d'hydrotraitement d'une fraction lourde d'hydrocarbures en vue de la raffiner et de la convertir en fractions plus legeres.
EP0542604A1 (fr) 1991-11-14 1993-05-19 Institut Francais Du Petrole Procédé et dispositif d'échange thermique de particules solides pour double régénération en craquage catalytique
US5221656A (en) 1992-03-25 1993-06-22 Amoco Corporation Hydroprocessing catalyst
US5286690A (en) 1991-04-26 1994-02-15 Institut Francais Du Petrole Method of heat exchange of solid particles for regeneration in catalytic cracking
US5344554A (en) 1990-10-03 1994-09-06 Institut Francais Du Petrole Downflow fluid catalytic cracking process and apparatus
US5417846A (en) 1990-03-29 1995-05-23 Institut Francais Du Petrole Hydrotreatment method for a petroleum residue or heavy oil with a view to refining them and converting them to lighter fractions
EP0665282A1 (fr) 1993-08-18 1995-08-02 Catalysts & Chemicals Industries Co., Ltd. Procede et appareil pour l'hydrogenation du petrole lourd
EP0699224A1 (fr) 1993-05-10 1996-03-06 Inst Francais Du Petrole Procede de regulation du niveau thermique d'un solide dans un echangeur de chaleur presentant des nappes cylindriques de tubes
US5622616A (en) 1991-05-02 1997-04-22 Texaco Development Corporation Hydroconversion process and catalyst
US5827421A (en) 1992-04-20 1998-10-27 Texaco Inc Hydroconversion process employing catalyst with specified pore size distribution and no added silica
FR2764300A1 (fr) 1997-06-10 1998-12-11 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de fractions lourdes petrolieres comprenant une etape d'hydrodesulfuration et une etape de conversion en lit bouillonnant
FR2784687A1 (fr) 1998-10-14 2000-04-21 Inst Francais Du Petrole Procede d'hydrotraitement d'une fraction lourde d'hydrocarbures avec reacteurs permutables et introduction d'un distillat moyen
US6270654B1 (en) 1993-08-18 2001-08-07 Ifp North America, Inc. Catalytic hydrogenation process utilizing multi-stage ebullated bed reactors
US6332976B1 (en) 1996-11-13 2001-12-25 Institut Francais Du Petrole Catalyst containing phosphorous and a process hydrotreatment of petroleum feeds using the catalyst
US6589908B1 (en) 2000-11-28 2003-07-08 Shell Oil Company Method of making alumina having bimodal pore structure, and catalysts made therefrom
EP1343857A1 (fr) 2000-12-11 2003-09-17 Institut Francais Du Petrole Procede d'hydrotraitement d'une fraction lourde d'hydrocarbures avec des reacteurs permutables et des reacteurs court-circuitables
US7074740B2 (en) * 2002-07-02 2006-07-11 Chevron U.S.A. Inc. Catalyst for conversion processes
US7119045B2 (en) 2002-05-24 2006-10-10 Institut Francais Du Petrole Catalyst for hydrorefining and/or hydroconversion and its use in hydrotreatment processes for batches containing hydrocarbons
FR2889973A1 (fr) 2005-08-26 2007-03-02 Inst Francais Du Petrole Plateau filtrant pour reacteur a lit a co courant descendant de gaz liquide
US7279090B2 (en) * 2004-12-06 2007-10-09 Institut Francais Du Pe'trole Integrated SDA and ebullated-bed process
FR2940143A1 (fr) 2008-12-18 2010-06-25 Inst Francais Du Petrole Catalyseurs d'hydrodemetallation et d'hydrodesulfuration et mise en oeuvre dans un procede d'enchainement en formulation unique
FR2957607A1 (fr) 2010-03-18 2011-09-23 Inst Francais Du Petrole Procede et produits de conversion de charbon comprenant deux etapes de liquefaction directe en lit bouillonnant et une etape d'hydrocraquage en lit fixe

Family Cites Families (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5968346A (en) * 1998-09-16 1999-10-19 Exxon Research And Engineering Co. Two stage hydroprocessing with vapor-liquid interstage contacting for vapor heteroatom removal
US20060089272A1 (en) * 2004-10-25 2006-04-27 The Lubrizol Corporation Ashless consumable engine oil
RU2404228C2 (ru) * 2009-02-09 2010-11-20 Открытое акционерное общество "Всероссийский научно-исследовательский институт по переработке нефти" Способ получения дизельного топлива из остаточного нефтяного сырья
FR2951735B1 (fr) * 2009-10-23 2012-08-03 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de residu integrant une technologie lit mobile et une technologie lit bouillonnant

Patent Citations (41)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3477943A (en) * 1967-04-25 1969-11-11 Atlantic Richfield Co Two-stage treatment of high sulfur content petroleum materials
US4591426A (en) * 1981-10-08 1986-05-27 Intevep, S.A. Process for hydroconversion and upgrading of heavy crudes of high metal and asphaltene content
US4389301A (en) * 1981-10-22 1983-06-21 Chevron Research Company Two-step hydroprocessing of heavy hydrocarbonaceous oils
EP0113284A1 (fr) 1982-12-30 1984-07-11 Institut Français du Pétrole Procédé de traitement d'une huile lourde ou d'une fraction d'huile lourde pour les convertir en fractions plus légères
EP0113297A1 (fr) 1982-12-31 1984-07-11 Institut Français du Pétrole Procédé d'hydrotraitement convertissant en au moins deux étapes une fraction lourde d'hydrocarbures contenant des impuretés soufrées et des impuretés métalliques
US4818743A (en) 1983-04-07 1989-04-04 Union Oil Company Of California Desulfurization catalyst and the catalyst prepared by a method
US5178749A (en) * 1983-08-29 1993-01-12 Chevron Research And Technology Company Catalytic process for treating heavy oils
CA1238005A (fr) 1984-02-16 1988-06-14 Gerald Mandel Procede catalytique multi-etage pour la conversion d'hydrocarbures liquides lourds
US4695370A (en) 1984-08-02 1987-09-22 Institut Francais Du Petrole Process and apparatus for fluid bed catalytic cracking
EP0184517A1 (fr) 1984-12-07 1986-06-11 Compagnie De Raffinage Et De Distribution Total France Perfectionnement aux procédés et dispositifs pour le craquage catalytique de charges d'hydrocarbures
US4816841A (en) 1986-07-11 1989-03-28 Kuraray Co., Ltd. Optical recording medium
US4959334A (en) 1987-12-21 1990-09-25 C. Compagnie de Raffinage et de Distribution Fluidized-bed catalyst regeneration
EP0323297A1 (fr) 1987-12-30 1989-07-05 Société Anonyme dite: COMPAGNIE DE RAFFINAGE ET DE DISTRIBUTION TOTAL FRANCE Procédé de conversion d'hydrocarbures en lit fluidisé
US4965232A (en) 1988-03-09 1990-10-23 Compagnie De Raffinage Et De Distribution Total France Process for fluidized-bed catalyst regeneration
US5089463A (en) 1988-10-04 1992-02-18 Chevron Research And Technology Company Hydrodemetalation and hydrodesulfurization catalyst of specified macroporosity
US5120691A (en) 1989-06-16 1992-06-09 Institut Francais Du Petrole Process for regulating or checking the thermal level of a pulverulent solid incorporating a heat exchanger with fluidized bed compartments
US5417846A (en) 1990-03-29 1995-05-23 Institut Francais Du Petrole Hydrotreatment method for a petroleum residue or heavy oil with a view to refining them and converting them to lighter fractions
US5449496A (en) 1990-10-03 1995-09-12 Institut Francais Du Petrole Downflow fluid catalytic cracking process and apparatus
US5344554A (en) 1990-10-03 1994-09-06 Institut Francais Du Petrole Downflow fluid catalytic cracking process and apparatus
EP0485259A1 (fr) 1990-11-08 1992-05-13 Total Raffinage Distribution S.A. Procédé et dispositif d'homogénéisation, à l'intérieur d'un réacteur tubulaire de craquage d'hydrocarbures à lit de particules solides fluidisées, du mélange de ces particules et des vapeurs d'hydrocarbures à traiter
US5286690A (en) 1991-04-26 1994-02-15 Institut Francais Du Petrole Method of heat exchange of solid particles for regeneration in catalytic cracking
US5622616A (en) 1991-05-02 1997-04-22 Texaco Development Corporation Hydroconversion process and catalyst
FR2681871A1 (fr) 1991-09-26 1993-04-02 Inst Francais Du Petrole Procede d'hydrotraitement d'une fraction lourde d'hydrocarbures en vue de la raffiner et de la convertir en fractions plus legeres.
EP0542604A1 (fr) 1991-11-14 1993-05-19 Institut Francais Du Petrole Procédé et dispositif d'échange thermique de particules solides pour double régénération en craquage catalytique
US5324696A (en) 1991-11-14 1994-06-28 Institut Francais Du Petrole Process and heat exchange apparatus for solid particles for double regeneration in catalytic cracking
US5221656A (en) 1992-03-25 1993-06-22 Amoco Corporation Hydroprocessing catalyst
US5827421A (en) 1992-04-20 1998-10-27 Texaco Inc Hydroconversion process employing catalyst with specified pore size distribution and no added silica
EP0699224A1 (fr) 1993-05-10 1996-03-06 Inst Francais Du Petrole Procede de regulation du niveau thermique d'un solide dans un echangeur de chaleur presentant des nappes cylindriques de tubes
US6270654B1 (en) 1993-08-18 2001-08-07 Ifp North America, Inc. Catalytic hydrogenation process utilizing multi-stage ebullated bed reactors
EP0665282A1 (fr) 1993-08-18 1995-08-02 Catalysts & Chemicals Industries Co., Ltd. Procede et appareil pour l'hydrogenation du petrole lourd
US6332976B1 (en) 1996-11-13 2001-12-25 Institut Francais Du Petrole Catalyst containing phosphorous and a process hydrotreatment of petroleum feeds using the catalyst
FR2764300A1 (fr) 1997-06-10 1998-12-11 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de fractions lourdes petrolieres comprenant une etape d'hydrodesulfuration et une etape de conversion en lit bouillonnant
FR2784687A1 (fr) 1998-10-14 2000-04-21 Inst Francais Du Petrole Procede d'hydrotraitement d'une fraction lourde d'hydrocarbures avec reacteurs permutables et introduction d'un distillat moyen
US6589908B1 (en) 2000-11-28 2003-07-08 Shell Oil Company Method of making alumina having bimodal pore structure, and catalysts made therefrom
EP1343857A1 (fr) 2000-12-11 2003-09-17 Institut Francais Du Petrole Procede d'hydrotraitement d'une fraction lourde d'hydrocarbures avec des reacteurs permutables et des reacteurs court-circuitables
US7119045B2 (en) 2002-05-24 2006-10-10 Institut Francais Du Petrole Catalyst for hydrorefining and/or hydroconversion and its use in hydrotreatment processes for batches containing hydrocarbons
US7074740B2 (en) * 2002-07-02 2006-07-11 Chevron U.S.A. Inc. Catalyst for conversion processes
US7279090B2 (en) * 2004-12-06 2007-10-09 Institut Francais Du Pe'trole Integrated SDA and ebullated-bed process
FR2889973A1 (fr) 2005-08-26 2007-03-02 Inst Francais Du Petrole Plateau filtrant pour reacteur a lit a co courant descendant de gaz liquide
FR2940143A1 (fr) 2008-12-18 2010-06-25 Inst Francais Du Petrole Catalyseurs d'hydrodemetallation et d'hydrodesulfuration et mise en oeuvre dans un procede d'enchainement en formulation unique
FR2957607A1 (fr) 2010-03-18 2011-09-23 Inst Francais Du Petrole Procede et produits de conversion de charbon comprenant deux etapes de liquefaction directe en lit bouillonnant et une etape d'hydrocraquage en lit fixe

Non-Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
MOHAN S. RANA ET AL.: "A REVIEW OF RECENT ADVANCES ON PROCESS TECHNOLOGIES FOR UPGRADING OF HEAVY OILS AND RESIDUA", FUEL, vol. 86, 7 September 2006 (2006-09-07), pages 1216 - 1231, XP002710446 *
YUANDONG LI ET AL.: "RECENT ADVANCES IN HEAVY OIL HYDROPROCESSING TECHNOLOGIES", RECENT PATENTS ON CHEMICAL ENGINEERING, vol. 2, 31 December 2009 (2009-12-31), pages 22 - 36, XP002714948 *

Cited By (48)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US11421166B2 (en) 2014-11-04 2022-08-23 IFP Energies Nouvelles Process for the production of fuels of heavy fuel type from a heavy hydrocarbon-containing feedstock using a separation between the hydrotreatment stage and the hydrocracking stage
FR3027912A1 (fr) * 2014-11-04 2016-05-06 Ifp Energies Now Procede de production de combustibles de type fuel lourd a partir d'une charge hydrocarbonee lourde utilisant une separation entre l'etape d'hydrotraitement et l'etape d'hydrocraquage
EP3018188A1 (fr) * 2014-11-04 2016-05-11 IFP Energies nouvelles Procede de conversion de charges petrolieres comprenant une etape d'hydrotraitement en lit fixe, une etape d'hydrocraquage en lit bouillonnant, une etape de maturation et une etape de separation des sediments pour la production de fiouls a basse teneur en sediments
US9834731B2 (en) 2014-11-04 2017-12-05 IFP Energies Nouvelles Process for converting petroleum feedstocks comprising a stage of fixed-bed hydrotreatment, a stage of ebullating-bed hydrocracking, a stage of maturation and a stage of separation of the sediments for the production of fuel oils with a low sediment content
FR3027910A1 (fr) * 2014-11-04 2016-05-06 Ifp Energies Now Procede de conversion de charges petrolieres comprenant une etape d'hydrotraitement en lit fixe, une etape d'hydrocraquage en lit bouillonnant, une etape de maturation et une etape de separation des sediments pour la production de fiouls a basse teneur en sediments.
EP3026097A1 (fr) * 2014-11-04 2016-06-01 IFP Energies nouvelles Procede de production de combustibles de type fuel lourd a partir d'une charge hydrocarbonee lourde utilisant une separation entre l'etape d'hydrotraitement et l'etape d'hydrocraquage
FR3027909A1 (fr) * 2014-11-04 2016-05-06 Ifp Energies Now Procede integre de production de combustibles de type fuel lourd a partir d'une charge hydrocarbonee lourde sans separation intermediaire entre l'etape d'hydrotraitement et l'etape d'hydrocraquage
US11692142B2 (en) 2015-06-01 2023-07-04 IFP Energies Nouvelles Method for converting feedstocks comprising a hydrotreatment step, a hydrocracking step, a precipitation step and a sediment separation step, in order to produce fuel oils
FR3036705A1 (fr) * 2015-06-01 2016-12-02 Ifp Energies Now 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
WO2016192891A1 (fr) * 2015-06-01 2016-12-08 IFP Energies Nouvelles 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
RU2726626C2 (ru) * 2016-04-27 2020-07-15 Ифп Энержи Нувелль Способ конверсии, включающий использование взаимозаменяемых защитных слоев гидродеметаллизации, стадию гидроочистки в неподвижном слое и стадию гидрокрекинга во взаимозаменяемых реакторах
CN109477007A (zh) * 2016-04-27 2019-03-15 Ifp 新能源公司 包括可互换加氢脱金属保护床、固定床加氢处理和可互换反应器中的加氢裂化步骤的转化法
CN107663464A (zh) * 2016-07-28 2018-02-06 Ifp 新能源公司 包括在脱金属部分和加氢裂化部分间可交换的反应器的生产低硫含量的重质烃级分的方法
CN107663464B (zh) * 2016-07-28 2021-07-16 Ifp 新能源公司 包括在脱金属部分和加氢裂化部分间可交换的反应器的生产低硫含量的重质烃级分的方法
RU2677911C1 (ru) * 2016-11-21 2019-01-22 Бейджинг Хуаши Юнайтед Энерджи Технолоджи энд Девелопмент Ко., Лтд. Способ прямого сжижения биомассы
US11492559B2 (en) 2017-02-12 2022-11-08 Magema Technology, Llc Process and device for reducing environmental contaminates in heavy marine fuel oil
US11203722B2 (en) 2017-02-12 2021-12-21 Magëmä Technology LLC Multi-stage process and device for treatment heavy marine fuel oil and resultant composition including ultrasound promoted desulfurization
US11345863B2 (en) 2017-02-12 2022-05-31 Magema Technology, Llc Heavy marine fuel oil composition
US11912945B2 (en) 2017-02-12 2024-02-27 Magēmā Technology LLC Process and device for treating high sulfur heavy marine fuel oil for use as feedstock in a subsequent refinery unit
US11788017B2 (en) 2017-02-12 2023-10-17 Magëmã Technology LLC Multi-stage process and device for reducing environmental contaminants in heavy marine fuel oil
US11884883B2 (en) 2017-02-12 2024-01-30 MagêmãTechnology LLC Multi-stage device and process for production of a low sulfur heavy marine fuel oil
US11560520B2 (en) 2017-02-12 2023-01-24 Magēmā Technology LLC Multi-stage process and device for treatment heavy marine fuel oil and resultant composition and the removal of detrimental solids
US11441084B2 (en) 2017-02-12 2022-09-13 Magēmā Technology LLC Multi-stage device and process for production of a low sulfur heavy marine fuel oil
US11447706B2 (en) 2017-02-12 2022-09-20 Magēmā Technology LLC Heavy marine fuel compositions
US11795406B2 (en) 2017-02-12 2023-10-24 Magemä Technology LLC Multi-stage device and process for production of a low sulfur heavy marine fuel oil from distressed heavy fuel oil materials
US11136513B2 (en) 2017-02-12 2021-10-05 Magëmä Technology LLC Multi-stage device and process for production of a low sulfur heavy marine fuel oil from distressed heavy fuel oil materials
US11530360B2 (en) 2017-02-12 2022-12-20 Magēmā Technology LLC Process and device for treating high sulfur heavy marine fuel oil for use as feedstock in a subsequent refinery unit
US11891581B2 (en) 2017-09-29 2024-02-06 Marathon Petroleum Company Lp Tower bottoms coke catching device
US11975316B2 (en) 2019-05-09 2024-05-07 Marathon Petroleum Company Lp Methods and reforming systems for re-dispersing platinum on reforming catalyst
CN112179687A (zh) * 2019-07-05 2021-01-05 中国石油天然气股份有限公司 分离装置的能耗测试方法及分离装置
CN112179687B (zh) * 2019-07-05 2022-10-04 中国石油天然气股份有限公司 分离装置的能耗测试方法及分离装置
US11667858B2 (en) 2020-02-19 2023-06-06 Marathon Petroleum Company Lp Low sulfur fuel oil blends for stability enhancement and associated methods
US11124714B2 (en) 2020-02-19 2021-09-21 Marathon Petroleum Company Lp Low sulfur fuel oil blends for stability enhancement and associated methods
US11920096B2 (en) 2020-02-19 2024-03-05 Marathon Petroleum Company Lp Low sulfur fuel oil blends for paraffinic resid stability and associated methods
US11352577B2 (en) 2020-02-19 2022-06-07 Marathon Petroleum Company Lp Low sulfur fuel oil blends for paraffinic resid stability and associated methods
US11384301B2 (en) 2020-02-19 2022-07-12 Marathon Petroleum Company Lp Low sulfur fuel oil blends for stability enhancement and associated methods
US11352578B2 (en) 2020-02-19 2022-06-07 Marathon Petroleum Company Lp Low sulfur fuel oil blends for stabtility enhancement and associated methods
US11905479B2 (en) 2020-02-19 2024-02-20 Marathon Petroleum Company Lp Low sulfur fuel oil blends for stability enhancement and associated methods
US11905468B2 (en) 2021-02-25 2024-02-20 Marathon Petroleum Company Lp Assemblies and methods for enhancing control of fluid catalytic cracking (FCC) processes using spectroscopic analyzers
US11898109B2 (en) 2021-02-25 2024-02-13 Marathon Petroleum Company Lp Assemblies and methods for enhancing control of hydrotreating and fluid catalytic cracking (FCC) processes using spectroscopic analyzers
US11906423B2 (en) 2021-02-25 2024-02-20 Marathon Petroleum Company Lp Methods, assemblies, and controllers for determining and using standardized spectral responses for calibration of spectroscopic analyzers
US11885739B2 (en) 2021-02-25 2024-01-30 Marathon Petroleum Company Lp Methods and assemblies for determining and using standardized spectral responses for calibration of spectroscopic analyzers
US11921035B2 (en) 2021-02-25 2024-03-05 Marathon Petroleum Company Lp Methods and assemblies for determining and using standardized spectral responses for calibration of spectroscopic analyzers
US11860069B2 (en) 2021-02-25 2024-01-02 Marathon Petroleum Company Lp Methods and assemblies for determining and using standardized spectral responses for calibration of spectroscopic analyzers
US11970664B2 (en) 2021-10-10 2024-04-30 Marathon Petroleum Company Lp Methods and systems for enhancing processing of hydrocarbons in a fluid catalytic cracking unit using a renewable additive
US11802257B2 (en) 2022-01-31 2023-10-31 Marathon Petroleum Company Lp Systems and methods for reducing rendered fats pour point
FR3141185A1 (fr) 2022-10-25 2024-04-26 Totalenergies Onetech Procédé de traitement d’une composition comprenant une huile issue de déchets plastiques
WO2024089128A1 (fr) 2022-10-25 2024-05-02 Totalenergies Onetech Procédé de traitement d'une composition comprenant une huile issue de déchets plastiques

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