WO2018059872A1 - Procede de traitement d'une essence de pyrolyse - Google Patents

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Definitions

  • the present invention relates to the treatment of a C5 + hydrocarbon feedstock containing monoolefinic, diolefinic and sulfurized hydrocarbons.
  • the process makes it possible, in particular, to treat gasoline-type hydrocarbon cuts in order to improve their quality so that they can be used for example in the gasoline pool or in an aromatic unit of the refinery.
  • the process is particularly applicable to hydrocarbon feeds referred to as "pyrolysis gasoline".
  • the pyrolysis and steam-cracking gasolines contain gum-forming compounds which are diolefins mixed with monoolefinic compounds and aromatic compounds. It is therefore necessary to selectively hydrogenate these diolefins and optionally the styrenic compounds through a step, which is also called first step hydrogenation, before treating them catalytically in order to eliminate other impurities (eg heavy metals and sulfur) contained in these essences.
  • first step hydrogenation e.g heavy metals and sulfur contained in these essences.
  • the operating conditions of this first stage are generally between 80 and 160 ° C. (depending on the catalyst employed) and under a total pressure of between 2 and 3.5 MPa.
  • the most common catalysts for the first stage hydrogenation are palladium or nickel-based.
  • This first step produces a hydrocarbon cut free of its diolefins but rich in aromatic compounds and mono-olefinic compounds and sulfur compounds.
  • the hydrocarbon cut should be treated to lower the content of monoolefinic and sulfur compounds before the aromatics extraction step, for example.
  • the hydrogenation of olefins and the decomposition of sulfur compounds generally involve two different catalysts: the first to hydrogenate the mono-olefins into paraffins, and the second to hydrogenolyze the sulfur compounds.
  • the hydrogenation of the mono-olefins uses, for example, supported catalysts having a nickel / molybdenum or nickel / tungsten sulphide bimetallic active phase.
  • supported catalysts having a cobalt / molybdenum-sulphide bimetallic active phase are generally employed.
  • the sulfur-containing compounds include products of thiophene nature which are known to be refractory compounds, which makes it necessary to impose severe operating conditions. (high temperature and hydrogen pressure). For example, for a C5 - 200 ° C. cut, the reaction takes place at an average temperature of between 300 and 380 ° C., for a total pressure of between 2.5 and 3.5 MPa.
  • This method also comprises a step of separating the hydrogenated sections to separate the C5 cut (for example from the gasoline pool) of the C6 + cut (intended for example for the extraction of aromatics).
  • This step is carried out using a distillation column, which is also called “depentanizer” by those skilled in the art.
  • the operating conditions of the depentanizer are as follows:
  • a temperature at the bottom of the column of between 120 and 190 ° C.
  • the reboiling power of this column is an important part of the steam consumption of the hydrolysis process of pyrolysis gasolines.
  • an object of the present invention is to provide a method for treating a pyrolysis gasoline containing monoolefinic, diolefinic and sulfurized hydrocarbons which is improved in terms of energy consumption.
  • the subject of the invention is a process for treating a C5 + pyrolysis gasoline containing monoolefinic, diolefinic and sulfurized hydrocarbons, comprising at least and in an indifferent order:
  • step b) a step in which the pyrolysis gasoline or the hydrotreated effluent from step a) is separated, when the latter is carried out before step b), in a separation column in a C5 " hydrocarbon fraction of head and a bottom C6 + hydrocarbon cutting, said separation column having a reboiling section including a first and a second heat exchanger, at least one of the exchangers being configured to perform a heat exchange with a portion of the cup background that is recycled in the column via the reboiling section, and wherein one of the heat exchangers of the reboiling section is fed with at least a portion of the hydrotreated effluent so as to provide a portion of the heat necessary for the operation of the section.
  • the process according to the invention meets the objective of limiting the heat consumption of the treatment process by recovering part of the heat contained in the hydrotreatment effluent in order to satisfy part of the energy requirements operation of the separation column (depentanizer) using a heat source internal to the process having a temperature level compatible with the reboiling temperature at the bottom of the column. Furthermore, it has surprisingly been found that the heat recovery for the column, directly at the outlet of the hydrotreatment reactor, also makes it possible to limit the consumption of heat and cold utility at the level of the hydrotreatment section. thus reinforcing the benefit brought by the lower heat consumption for the separation column.
  • C5 refers to a section containing hydrocarbons having at least 5 and less than 5 carbon atoms per hydrocarbon molecule.
  • C5 + refers to a section containing hydrocarbons having at least 5 and more than 5 carbon atoms per hydrocarbon molecule.
  • C6 + refers to a section containing hydrocarbons having at least 6 and more than 6 carbon atoms per hydrocarbon molecule.
  • the term "mono-olefin” and its derivatives refers to hydrocarbon molecules comprising a single carbon-carbon double bond.
  • the term "diolefin” and its derivatives refer to hydrocarbon molecules comprising two carbon-carbon double bonds.
  • the other heat exchanger that is to say the heat exchanger not supplied with a portion of the hydrotreated effluent, is fed with a fluid in the condensable gas state.
  • the gaseous fluid is steam under pressure.
  • the first and second heat exchangers are arranged in series so that the bottom cut that is recycled in the column passes successively through the first and second heat exchangers.
  • the first and second heat exchangers are arranged in parallel so that a portion of the bottom cup recycled in the column passes through the first heat exchanger and the other part of the bottom cup recycled in the column passes through the second heat exchanger.
  • the recycled bottom cut is sent into the column through the heat exchanger fed with a condensable gaseous fluid, a partially condensed flow is recovered from said heat exchanger and the partially condensed flow is sent. through the heat exchanger fed with the hydrotreated effluent so as to vaporize said stream at least partially.
  • the method comprises a step c) in which the non-recycled bottom cut from step b) is sent to a unit of extraction of aromatic hydrocarbons.
  • step b) when step b) is carried out before step a), the method comprises a step c ') in which the hydrotreated effluent (that is to say the C6 + hydrotreated cut) is sent to a unit extraction of aromatic hydrocarbons.
  • the hydrotreated effluent that is to say the C6 + hydrotreated cut
  • Step a) preferably implements a catalyst for the selective hydrogenation of monoolefinic and / or diolefinic hydrocarbons.
  • step a) employs a hydrodesulfurization catalyst.
  • step a) successively implements a catalyst for selective hydrogenation of monoolefins and a hydrodesulfurization catalyst.
  • the hydrogenation and hydrodesulfurization catalysts are arranged in the same reactor or in two reactors arranged in series. It is of course possible to implement one or more successive beds of catalysts for the desired catalytic reaction.
  • the hydrotreatment step may use a moving bed or fixed catalyst reactor, preferably in a fixed bed.
  • step a) uses a single reactor containing successively in the flow direction of the feedstock, a fixed bed of hydrogenation catalyst and a fixed bed of hydrodesulfurization catalyst.
  • the process according to the invention can be carried out before step a) or before step b) when it is carried out before step a), a step in which the diolefin hydrocarbons of gasoline are selectively hydrogenated.
  • pyrolysis in the presence of hydrogen and hydrogenation catalysis, at a temperature between 40 and 200 ° C at a pressure of between 1 and 8 MPa and with an overall hourly volume velocity (VVH), defined as the ratio of the flow rate of the fresh hydrocarbon feed at 15 ° C to the total catalyst volume, generally 1 hour " 1 to 100 h -1 , so as to produce an effluent with a low content of diolefin hydrocarbons which is then treated in step a).
  • VVH hourly volume velocity
  • the process according to the invention can treat a pyrolysis gasoline which comes from a steam-cracking unit.
  • FIG. 1 is a block diagram representation showing the steps of a process for treating a C5 + pyrolysis gasoline hydrocarbon feedstock containing monoolefinic, diolefinic and sulfurized hydrocarbons.
  • FIG. 2 is a block diagram representation showing the steps of another process for treating a C5 + pyrolysis gasoline hydrocarbon feedstock containing monoolefinic, diolefinic and sulfurized hydrocarbons.
  • Figure 3 shows a block diagram of the method according to the invention.
  • Figure 4 shows the reboiling section of the separation column used in the process according to the invention.
  • Figure 5 shows the reboiling section of the separation column used in the method according to the invention according to another embodiment.
  • Figure 6 shows the reboiling section of the separation column used in the method according to the invention according to an alternative embodiment.
  • Figure 7 shows the reboiling section of the separation column used in the method according to the invention according to an alternative embodiment. Description of the load
  • the process according to the invention makes it possible to treat any hydrocarbon feedstock of the C5 + pyrolysis gasoline type containing monoolefinic, diolefinic and sulfurized hydrocarbons.
  • pyrolysis gasoline means a gasoline derived from various pyrolysis processes such as steam cracking, visbreaking and / or coking.
  • the pyrolysis gasoline is a steam cracking gasoline.
  • the pyrolysis gasoline corresponds to a hydrocarbon fraction whose boiling point is generally between 0 and 250 ° C., preferably between 10 and 220 ° C.
  • the unsaturated hydrocarbons present in said pyrolysis gasoline are, in particular, diolefinic compounds (butadiene, isoprene, cyclopentadiene, etc.), styrene compounds (styrene, alpha-methylstyrene, etc.) and indenic compounds (indene, etc.).
  • the pyrolysis gasoline may be a C5-C12 cut with traces of C3, C4, C13, C14, C15 (for example between 0.1 and 3% by weight for each of these compounds).
  • a charge formed of pyrolysis gasoline generally has a composition in% by weight as follows: 5 to 15% by weight of paraffins, 30 to 65% by weight of aromatic compounds, 5 to 15% by weight of mono-olefins, 15 to 25% by weight % by weight of diolefins, 2 to 8% by weight of alkenylaromatic compounds and from 20 to 300 ppm by weight of sulfur (parts per million), or up to 2000 ppm of sulfur for certain difficult charges.
  • the pyrolysis gasoline feedstock is introduced via line 1 in a first hydrogenation step S1.
  • the pyrolysis gasoline is contacted with a gaseous phase containing hydrogen and a selective hydrogenation catalyst.
  • the effluent produced by the first hydrogenation step is then sent through line 2 to a separation (depentanizer) column C1 configured and operated to separate at the top of the column a hydrogenated C5 " hydrocarbon cut which is sent for example to the gasoline pool via line 4.
  • This separation step corresponds to step b) of the process that is carried out before step a)
  • the complementary C6 + hydrocarbon fraction withdrawn at the bottom of column C1 is introduced via line 3 into a second hydrotreatment step S2 (step a) of the process according to the invention)
  • the second hydrotreatment step S2 comprises a step of selective hydrogenation followed by a hydrodesulphurization step successively implementing a catalyst.
  • selective hydrogenation and a hydrodesulfurization catalyst This second step can be carried out in a single reactor successively containing two beds, for example fixed, of catalyst.
  • the hydrogenated and desulphurized C6 + fraction is sent through line 5 to, for example, an aromatics extraction unit.
  • the hydrocarbon feedstock is introduced via the pipe 1 into the first hydrogenation step S1, the partially hydrogenated effluent is sent by the pipe 2 in the second hydrotreatment step S2 (step a) carried out before the separation step b).
  • the hydrogenated and desulphurized pyrolysis gasoline obtained from the second hydrotreatment step is introduced via line 3 into the separation column C1 (stage b) of the process) in order to recover at the head via line 4 the hydrogenated C5 " cut and
  • the first step of selective hydrogenation is preferably desulfurized and hydrolysed by the hydrogenated and desulfurized C6 + section, and is intended to hydrogenate in the presence of hydrogen selectively the diolefinic and monoolefinic compounds contained in the pyrolysis gasoline. limiting the hydrogenation of aromatic compounds.
  • the selective hydrogenation is generally carried out at a molar ratio (hydrogen) / (unsaturated compounds to be hydrogenated) of between 0.5 and 10, more preferably between 0.7 and 5, and preferably between 1 and 2. hydrogen is adjusted in order to dispose of it in sufficient quantity to theoretically hydrogenate all of the polyunsaturated compounds with the exception of the aromatic rings and to maintain an excess of hydrogen leaving this zone to finalize the selective hydrogenation of the monoolefinic compounds and hydrodesulfurization in the second hydrotreatment step S2.
  • a molar ratio (hydrogen) / (unsaturated compounds to be hydrogenated) of between 0.5 and 10, more preferably between 0.7 and 5, and preferably between 1 and 2. hydrogen is adjusted in order to dispose of it in sufficient quantity to theoretically hydrogenate all of the polyunsaturated compounds with the exception of the aromatic rings and to maintain an excess of hydrogen leaving this zone to finalize the selective hydrogenation of the monoolefinic compounds and hydrodesulfurization in the second hydrotreatment step S2.
  • the selective hydrogenation is generally carried out at a temperature ranging from 40 to 200 ° C, and preferably from 60 to 180 ° C.
  • the pressure is preferably between 1 and 8 MPa, and more preferably between 1, 5 and 7 MPa.
  • the global hourly volume velocity (VVH), defined as the ratio of the flow rate of the fresh hydrocarbon feed at 15 ° C to the total volume of catalyst present in the first selective hydrogenation zone, is generally from 1 h -1 to 100 h -1 , preferably from 1 h -1 to 50 h -1 .
  • the selective hydrogenation is carried out at a molar ratio (hydrogen) / (polyunsaturated compounds to be hydrogenated) generally of between 1 and 2, at a temperature generally of between 40 and 200 ° C., preferably between 60 and 180 ° C. C, at a hourly volume velocity (VVH) generally between 1 h “1 and 6 h “ 1 and at a pressure generally between 1, 5 MPa and 7 MPa.
  • a molar ratio (hydrogen) / (polyunsaturated compounds to be hydrogenated) generally of between 1 and 2
  • a temperature generally of between 40 and 200 ° C., preferably between 60 and 180 ° C. C
  • VVH hourly volume velocity
  • the catalyst used for the selective hydrogenation is a catalyst comprising at least one group VIII metal (CAS classification (CRC Handbook of Chemistry and Physics, publisher CRC press, editor-in-chief DR Lide, 81st edition, 2000-2001) corresponding to the metals of columns 8, 9 and 10 according to the new IUPAC classification), more preferably palladium, platinum or nickel.
  • group VIII metal CAS classification (CRC Handbook of Chemistry and Physics, publisher CRC press, editor-in-chief DR Lide, 81st edition, 2000-2001) corresponding to the metals of columns 8, 9 and 10 according to the new IUPAC classification
  • the Group VIII metal can be dispersed homogeneously within the support or it can be deposited in crust at the periphery of the support (balls, extruded).
  • the crust distribution is well known to those skilled in the art and allows a better selectivity of the catalyst.
  • the palladium content is between 0.01 and 2% by weight of the catalyst mass, preferably from 0.03 to 0.8% by weight.
  • the platinum content is between 0.01 and 2% by weight of the catalyst mass, preferably from 0.03 to 0.8% by weight.
  • the group VIII metal is nickel
  • the nickel content is between 1 and 50% by weight of the catalyst mass, preferably between 5 and 40% by weight and more preferably between 7 and 30% by weight.
  • the "% weight” values are based on the elemental form of the Group VIII metal.
  • the catalyst includes a porous support formed of at least one simple oxide selected from alumina (Al 2 0 3), silica (Si0 2), titanium oxide (Ti0 2), ceria (Ce0 2) and zirconia (Zr0 2 ).
  • said support is chosen from aluminas, silicas and silica-aluminas.
  • the porous support may especially be in the form of extrudates (for example cylindrical, trilobed or quadrilobic), balls, pellets, or agglomerates irregular and non-spherical, the specific shape of which may result from a crushing step.
  • the support is in the form of extrudates.
  • the second hydrotreatment step S2 preferably uses a catalytic section comprising a selective hydrogenation catalyst (or selective hydrogenation section) and a catalytic section comprising a hydrodesulphurization catalyst (or hydrodesulfurization section).
  • the step of selective hydrogenation of the second hydrotreatment step which aims to hydrogenate the diolefinic and mono-olefinic compounds still present in the hydrocarbon feed without hydrogenating the aromatic compounds, is carried out at a temperature generally of between 160 ° C.
  • VVH hourly volume velocity
  • hydrotreating step corresponds to the description given above and which is not recovery for brevity.
  • the second hydrotreatment step involves a hydrodesulfurization section involving a hydrodesulphurization catalyst allowing, in the presence of hydrogen, the hydrogenolysis of the sulfur compounds contained in the pyrolysis gasoline. It is generally carried out at a molar ratio (hydrogen) / (charge) of between 0.5 and 10, more preferably between 0.7 and 5, and preferably between 1 and 2.
  • the hydrodesulphurization is generally carried out at a temperature of ranging from 180 to 450 ° C, preferably from 200 to 420 ° C, and preferably from 220 to 380 ° C.
  • the pressure is preferably between 1 and 8 MPa, more preferably between 1, 5 and 7 MPa.
  • the overall hourly volume velocity (VVH), defined as the ratio of the flow rate of the fresh feed at 15 ° C to the total volume of the reaction zone, is generally from 0.1 hr -1 to 80 hr -1 , preferably from 0.4 h -1 to 40 h -1 and even more preferably between 0.5 and 5 h -1 .
  • the catalyst used in the hydrodesulfurization zone is a catalyst known to those skilled in the art for a process for the hydrodesulfurization of a pyrolysis gasoline feedstock.
  • the Hydrodesulfurization catalyst generally contains at least one Group VIB metal and / or at least one Group VIII metal on a porous support.
  • the Group VIB metal is preferably molybdenum or tungsten and the Group VIII metal is preferably selected from nickel or cobalt.
  • the metal content of group VIII expressed as oxide is generally between 0.5% and 15% by weight, preferably between 1% and 10% by weight relative to the total weight of the catalyst.
  • the group VIB metal content is generally between 1.5% and 60% by weight, preferably between 3% and 50% by weight relative to the total weight of the catalyst.
  • the catalyst support is usually a porous solid, such as, for example, an alumina, a silica-alumina, magnesia, silica or titanium oxide, alone or as a mixture.
  • the support is chosen from an alumina, a silica-alumina or a silica.
  • the porous support may especially be in the form of beads, extrudates (for example trilobed or quadrilobed), pellets, or irregular agglomerates and non-spherical whose specific shape may result from a crushing step.
  • the support is in the form of beads or extrudates.
  • the (second) hydrotreatment stage uses a single reactor containing two successive catalytic beds for hydrogenation and then hydrodesulfurization, this is carried out under the following conditions:
  • the operating conditions of the separation column C1 are similar for the process diagrams shown in FIGS. 1 and 2.
  • This column is operated with an operating pressure of between 0.4 and 1.0 MPa, with a temperature of bottom of column varying between 120 and 190 ° C.
  • FIG. 3 is a detailed diagram of an embodiment of the method for treating a pyrolysis gasoline based on the overall scheme of FIG. 2.
  • the pyrolysis gasoline originating from the first selective hydrogenation step is introduced by the pipe 2, mixed with the compressed hydrogen supplied from line 1 1, and optionally mixed with a product recycling stream (detailed below) brought by line 12a.
  • the hydrocarbon / hydrogen mixture is introduced via the pipe 10 into a charge / effluent exchanger E1 to be brought to a temperature of between 220 and 300 ° C. and at a pressure of between 2.5 and 3.5 MPa.
  • the hot effluent which supplies the exchanger E1 comes from the hydrotreatment reactor R.
  • the hydrocarbon / hydrogen mixture heated by the exchanger E1 is introduced via line 13 into a pre-driver E2 which makes it possible to raise the temperature of the mixture to a temperature typically between 240 and 320 ° C.
  • the heat exchanger E2 can use as hot source any type of fluid, condensable or not, or implement a combustion of a gas or a liquid fuel.
  • the hydrocarbon / hydrogen mixture derived from the pre-driver E2 is fed via line 14 to the inlet of the hydrotreatment reactor R.
  • the reactor makes it possible to perform the second hydrotreatment step of the overall scheme of FIG. comprises successively with respect to the direction of circulation of the hydrocarbon feedstock a selective hydrogenation section and a hydrodesulphurization section.
  • the reactor R selectively hydrogenates diolefins and non-hydrogenated monoolefins in the first hydrogenation step and hydrogenolysis of the organo-sulfur compounds.
  • the reactor R is thus successively equipped, with respect to the direction of circulation of the hydrocarbon feedstock, with a bed containing selective hydrogenation catalyst and a bed containing hydrodesulfurization catalyst.
  • the hydrotreated effluent 5 from the reactor R which is at a temperature of, for example, between 300 and 380 ° C., is conventionally introduced via line 15 into the charge / effluent exchanger E1 described above, from which it exits, by conducting 16, at a temperature generally between 1 10 and 160 ° C.
  • the stream 16 is again cooled using an exchanger / cooler E3 system at a temperature typically between 35 and 65 ° C to allow partial condensation of the hydrotreated effluent.
  • Line 17 brings the effluent cooled by the exchanger E3 into a separation tank 18 in order to separate a hydrogen-rich gas phase 19 from the condensate (hydrocarbon-rich liquid phase).
  • Part of the condensate is recycled through line 12a to be mixed with the hydrocarbon feed (line 2), another portion of the condensate is recycled via line 12b to be injected into reactor R to control the thermal profile in the reactor.
  • Another part of the condensate is sent through line 20 to a heat exchanger E4. It will be noted that in FIG.
  • part of the gaseous phase at the top of the separation flask 18 is discharged through the pipe 19 to be mixed in the flask 21 with the hydrogen of the pipe 22 coming, for example, from the first step of selective hydrogenation (section S1 of Figures 1 and 2).
  • a gas rich in hydrogen is discharged from the flask 21 via the pipe 23, then compressed in the compressor K1, and then fed through line 11 to be mixed with line 2.
  • the condensate reheated by the charge / effluent exchanger E4 is sent into the separation column 24 via line 25.
  • the column 24, also called depentanizer, is operated to separate at the top of the column a C5 " cut which is evacuated by the line 26, and a C6 + cut that is discharged from the bottom of the column via the line 27.
  • the separation column 24 may be operated for example at a bottom temperature of between 140 and 190 ° C and at a pressure between 0.4 and 1.0 MPa
  • the top of the column 24 may comprise a partial condenser E5 making it possible to recover the condensable hydrocarbons at a temperature between 35 and 60 ° C. which are returned at the top of the column.
  • the incondensable gases are evacuated via line 38.
  • the heat necessary for the separation of the C5 " cut of the C6 + cut is provided by the reboiling section B of the column 24 which comprises a heat exchanger (or reboiler) E6 for vaporizing all or part of the C6 + flow of bottom of column 28 which is recycled in the separation column by line 29.
  • the reboiler E6 of the reboiling section B is conventionally supplied with heat using steam, and by extension by any type of condensable fluid or not having a temperature level compatible with the vaporization temperature on the process side
  • the cooled C6 + hydrocarbon cut can be used as a feedstock in an aromatic hydrocarbon extraction unit.
  • the hydrotreated effluent 5 from the reactor R is wholly or partly sent to the reboiling section B of the column 24 via the pipe 31 thanks to a flow and pressure control carried out using valves V1, V2 and V3.
  • the effluent sent via the pipe 31 is cooled in the reboiling section and then returned via line 32 to line 15.
  • the heat contained in the effluent leaving the hydrotreatment reactor R is supplied to the reboiling section in order to reduce the hot utility consumption required for the operation of the reboiler.
  • the reboiling section may have several detailed configurations in Figures 4, 5, 6 and 7.
  • the reboiling section of Figures 4 and 5 comprises two separate heat exchangers E6A and E6B arranged in series, each implementing a different heating fluid.
  • the bottom C6 + cut of the column 24 which is intended to be recycled in said column is sent via the line 28 at the inlet of the exchanger E6A, which uses as hot source the effluent coming from the hydrotreatment reactor R provided by line 31.
  • the effluent undergoes cooling and is discharged from the exchanger E6A via the pipe 32 as indicated in FIGS. 3 and 4.
  • the heated C6 + cut is then conducted in the heat exchanger E6B arranged in series after the heat exchanger.
  • heat E6A which uses as a hot source a condensable fluid in the gaseous state, for example superheated steam, supplied via the line 33.
  • the cooled condensable fluid undergoes a partial or total condensation in the heat exchanger E6B and is evacuated via line 34.
  • the configuration of the reboiling section of FIG. 5 differs from that of FIG. 4 in that the heat exchanger E6A uses a condensable fluid in the gaseous state as a hot source ( eg superheated steam) fed via line 33 while the heat exchanger E6B arranged in series after exchanger E6A uses as hot source the hydrotreated effluent of the reactor R which is fed through line 31.
  • FIG. 6 represents another configuration of the reboiling section B according to the invention in which the heat exchangers E6A and E6B are arranged in parallel, each implementing a different heating fluid.
  • the section C6 + sent to the reboiling section B of the separation column 24 is separated into two flows 28a and 28b of different flow rates respectively feeding the exchangers E6A and E6B.
  • the heat exchanger E6A uses as a hot source a fluid in the condensable gaseous state (for example superheated steam) coming from the line 33.
  • the fluid in the condensable gaseous state is subjected to partial or total condensation in the heat exchanger E6B and is evacuated via line 34.
  • FIG. 7 shows another configuration of the section reboiling of the separation column according to the invention which is based on the principle of vaporization of condensates produced by cooling the condensable heating fluid after passage through a first heat exchanger by means of a second heat exchanger.
  • the gaseous condensable fluid (eg superheated steam) is introduced into the reboiling section B via the lines 33 and 33a in the heat exchanger E6a, in which the C6 + cut is also circulated. recycled in the separation column.
  • the condensable fluid undergoes partial or total condensation in the heat exchanger E6a and is evacuated via line 33b.
  • the partially or totally condensed fluid is pressurized at a value equal to or greater than the pressure of the line 33a by means, for example, of a pump 35.
  • the compressed partially or totally condensed fluid is sent via line 33c to the exchanger of heat E6B which uses as hot source the reaction effluent from the hydrotreating reactor R provided by the line 31.
  • the reaction effluent is cooled by exchanging its heat with the partially or totally condensed compressed fluid and is discharged from the heat exchanger E6B via line 32.
  • the condensed fluid of line 33c is vaporized in whole or in part in the heat exchanger E6B and is evacuated via line 33d.
  • the vaporizable condensable fluid of the line 33d is optionally introduced into a separator tank 36.
  • the condensed vaporized and pressurized fluid recovered at the top of the separator 36 is put at a pressure equivalent to that of the line 33 using the valve V4 , then returned to line 33a via line 33e.
  • the incondensable products of the separator tank 36 are evacuated via line 37.
  • the separation step can be carried out before the hydrotreatment step so that only the C6 + cut is hydrotreated while retaining the advantages of the thermal integration between the separation and dewatering stages. hydrotreating.
  • Example 1 (comparative)
  • the example refers to the process shown in Figure 3, which represents the (2 nd ) hydrotreatment step followed by the separation step by means of a separation column (depentanizer).
  • the operating conditions chosen for this example correspond to end of run conditions ("End of Run" according to the English terminology). Under these conditions, the catalyst has a lower activity requiring to increase the temperature in the hydrotreatment reactor to maintain the desired conversions. Under such conditions, the power of the heat exchangers is used at their maximum level.
  • Table 1 gives the composition of the hydrocarbon feedstock treated in Example 1. This is a C5 + cut from a pyrolysis unit that has been pretreated in a reactor for the selective hydrogenation of diolefins.
  • the hydrocarbon feedstock is sent to a hydrotreatment reactor comprising, successively in the flow direction of the feedstock, a catalytic bed for the selective hydrogenation of diolefins and monoolefins and a catalytic hydrodesulfurization bed.
  • the selective hydrogenation catalyst is of the NiMo type on an alumina support and whose NiO and MoO 3 contents are respectively 11% and 8% by weight relative to the total weight of the catalyst.
  • the hydrodesulfurization catalyst is of the CoMo type on an alumina support and whose contents of CoO and MoO3 are respectively 3% and 14% by weight relative to the total weight of the catalyst.
  • the hydrotreatment reactor is operated under the following conditions:
  • the separation column (depentanizer) is operated at a pressure of 0.7 MPa and with a bottom temperature of 168 ° C.
  • Table 2 below gives the energy consumptions of the existing exchangers in the process according to FIG. 3.
  • the powers are represented in relative values with respect to a base 100 and with respect to the power of the heat exchanger E4. Effect the power of the exchanger E4 is not affected by the invention.
  • This base will be identical for example 2.
  • Table 2 also indicates the type of hot or cold utility used by the different heat exchangers. It may be noted in this example that the cooling exchanger E3 consists of a first air-cooling exchanger (denoted E3-A) pulsed by a fan propelled by an electric motor, then a second cooling exchanger using cold water (noted E3-W).
  • E3-A first air-cooling exchanger
  • E3-W second cooling exchanger using cold water
  • Example 2 refers to the process of Figure 3 with a reboiling section shown in Figure 4.
  • the charge is the same as that of Example 1 and is treated under the same operating conditions for the hydrotreating reactor and the separation column than those described in Example 1. Under these conditions, the catalyst has less activity and the temperature levels are higher to maintain conversions.
  • the effluent leaving the hydrotreating reactor at a temperature of about 360 ° C (end-of-cycle conditions) in the gaseous state is brought entirely by the pipe 31 into the reboiling section of the column.
  • the cooled effluent is fully rewoven from the reboil section through line 32 at a temperature of about 320 ° C.
  • Table 3 indicates the energy consumptions of the exchangers, which are expressed in relative values with respect to a base 100 and with respect to the power of the exchanger E4. Effect the power of the exchanger E4 is not affected by the invention.
  • This base is identical to example 1.
  • Example 1 in Example 1, this preheater has the function of preheating the feedstock at a temperature of 300 ° C. at the inlet of the hydrotreatment reactor, in order to supplement the heat recovered via the exchanger E1.
  • Example 2 it is possible to eliminate the heat consumption for the preheater E2, by decreasing the temperature nip and by increasing the exchange surface of the exchanger E1. This setting does not affect the E6A exchanger in any way;

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Abstract

La présente invention concerne un procédé de traitement d'une essence de pyrolyse C5+ contenant des hydrocarbures mono-oléfiniques, dioléfiniques et soufrés, comprenant au moins et dans un ordre indifférent : a) une étape où l'on hydrotraite l'essence de pyrolyse ou une coupe hydrocarbures C6 + issue l'essence de pyrolyse, en présence d'hydrogène et au moins un catalyseur d'hydrotraitement à une température comprise entre 220 et 380°C de manière à produire un effluent hydrotraité; b) une étape où l'on sépare, l'essence de pyrolyse ou l'effluent hydrotraité issue de l'étape a) lorsque cette dernière est réalisée avant l'étape b), dans une colonne de séparation en une coupe hydrocarbures de tête C5- et une coupe hydrocarbures de fond C6 + , ladite colonne de séparation comportant une section de rebouillage incluant deux échangeurs de chaleur, au moins l'un des deux échangeurs étant configuré pour réaliser un échange de chaleur avec une partie de la coupe de fond qui est recyclée dans la colonne via la section de rebouillage. Selon L'invention, on alimente l'un des deux échangeurs de chaleur de la section de rebouillage avec au moins une partie de l'effluent hydrotraité de manière à fournir une partie de la chaleur nécessaire au fonctionnement de la section de rebouillage.

Description

PROCEDE DE TRAITEMENT D'UNE ESSENCE DE PYROLYSE
La présente invention concerne de traitement d'une charge d'hydrocarbures en C5+ contenant des hydrocarbures mono-oléfiniques, dioléfiniques et soufrés. Le procédé permet de traiter notamment des coupes hydrocarbures de type essence afin d'en améliorer la qualité pour qu'elles puissent être valorisées par exemple au pool essence ou dans une unité aromatique de la raffinerie. Le procédé s'applique en particulier à des charges d'hydrocarbures désignés par le terme "essence de pyrolyse".
Etat de la technique
Les essences de pyrolyse et de vapocraquage contiennent en effet des composés générateurs de gommes que sont les dioléfines en mélange avec des composés mono- oléfiniques et des composés aromatiques. Il est donc nécessaire d'hydrogéner sélectivement ces dioléfines et éventuellement les composés styréniques au travers d'une étape, que l'on appelle également hydrogénation première étape, avant de les traiter catalytiquement afin d'éliminer les autres impuretés (e.g. les métaux lourds et le soufre) contenus dans ces essences. Par exemple pour une coupe hydrocarbures C5 - 200°C, les conditions d'opération de cette première étape se situent généralement entre 80 et 160 °C (selon le catalyseur employé) et sous une pression totale comprise entre 2 et 3,5 MPa. Les catalyseurs les plus répandus pour l'hydrogénation première étape sont à base de palladium ou de nickel. Cette première étape produit une coupe hydrocarbures débarrassée de ses dioléfines mais riche en composés aromatiques et en composés mono-oléfiniques ainsi que des composés soufrés. Il convient de traiter la coupe d'hydrocarbures afin d'abaisser la teneur en composés mono-oléfiniques et soufrés avant l'étape d'extraction des aromatiques par exemple. L'hydrogénation des oléfines et la décomposition des composés soufrés fait généralement intervenir deux catalyseurs distincts : le premier permettant d'hydrogéner les mono-oléfines en paraffines, et le second permettant d'hydrogénolyser les composés soufrés. L'hydrogénation des mono-oléfines utilise par exemple des catalyseurs supportés ayant une phase active bimétallique nickel/molybdène ou nickel/tungstène sulfurés. Pour l'hydrogénolyse des composés soufrés on emploie généralement des catalyseurs supportés ayant une phase active bimétallique cobalt/molybdène sulfurés. Les composés soufrés incluent des produits de nature thiophéniques qui sont connus pour être des composés réfractaires, ce qui rend nécessaire d'imposer des conditions opératoires sévères (température et pression d'hydrogène élevées). Par exemple pour une coupe C5 - 200°C, la réaction a lieu pour une température moyenne comprise entre 300 et 380°C, pour une pression totale entre 2,5 et 3,5 MPa.
Ce procédé comporte également une étape de séparation des coupes hydrogénées pour séparer la coupe C5 (destinée par exemple au pool essence) de la coupe C6 + (destinée par exemple à l'extraction des aromatiques). Cette étape est réalisée à l'aide d'une colonne de distillation, qui est également appelée "dépentaniseur" par l'homme de l'art.
Les conditions opératoires du dépentaniseur sont les suivantes :
• une pression opératoire comprise entre 0,4 et 1 ,0 MPa;
· une température en fond de colonne comprise entre 120 et 190°C.
La puissance de rebouillage de cette colonne représente une part importante de la consommation de vapeur du procédé d'hydrotraitement des essences de pyrolyse.
Ainsi un but de la présente invention est de proposer un procédé de traitement d'une essence de pyrolyse contenant des hydrocarbures mono-oléfiniques, dioléfiniques et soufrés qui soit amélioré en termes de consommation énergétique.
Résumé de l'invention
L'invention a pour objet un procédé de traitement d'une essence de pyrolyse C5+ contenant des hydrocarbures mono-oléfiniques, dioléfiniques et soufrés, comprenant au moins et dans un ordre indifférent:
a) une étape où l'on hydrotraite l'essence de pyrolyse ou une coupe hydrocarbures C6+ issue de l'essence de pyrolyse, en présence d'hydrogène et au moins un catalyseur d'hydrotraitement à une température comprise entre 220 et 380°C de manière à produire un effluent hydrotraité;
b) une étape où l'on sépare l'essence de pyrolyse ou l'effluent hydrotraité issu de l'étape a) lorsque cette dernière est réalisée avant l'étape b), dans une colonne de séparation en une coupe hydrocarbures C5" de tête et une coupe hydrocarbures C6+ de fond, ladite colonne de séparation comportant une section de rebouillage incluant un premier et un second échangeurs de chaleur, au moins l'un des échangeurs étant configuré pour réaliser un échange de chaleur avec une partie de la coupe de fond qui est recyclée dans la colonne via la section de rebouillage, et dans lequel on alimente l'un des échangeurs de chaleur de la section de rebouillage avec au moins une partie de l'effluent hydrotraité de manière à fournir une partie de la chaleur nécessaire au fonctionnement de la section de rebouillage. Le procédé selon l'invention répond bien à l'objectif de limiter la consommation de chaleur du procédé de traitement en réalisant une récupération d'une partie de la chaleur contenue dans l'effluent d'hydrotraitement afin de satisfaire en partie les besoins énergétiques nécessaires au fonctionnement de la colonne de séparation (dépentaniseur) en utilisant une source de chaleur interne au procédé présentant un niveau de température compatible avec la température de rebouillage au fond de la colonne. Par ailleurs, il a été trouvé de façon surprenante que la récupération de chaleur pour la colonne, directement en sortie du réacteur d'hydrotraitement, permet également de limiter la consommation de chaleur et d'utilité froide au niveau de la section d'hydrotraitement, renforçant ainsi le bénéfice apporté par la baisse de la consommation de chaleur pour la colonne de séparation. Dans le cadre de l'invention, on entend par le terme " C5" désigner une coupe contenant des hydrocarbures ayant au moins 5 et moins de 5 atomes de carbone par molécule d'hydrocarbure. On entend par le terme " C5+" désigner une coupe contenant des hydrocarbures ayant au moins 5 et plus de 5 atomes de carbone par molécule d'hydrocarbure. On entend par le terme " C6+" désigner une coupe contenant des hydrocarbures ayant au moins 6 et plus de 6 atomes de carbone par molécule d'hydrocarbure.
Le terme "mono-oléfine" et ses dérivés désignent des molécules d'hydrocarbure comprenant une seule double liaison carbone-carbone. Le terme "dioléfine" et ses dérivés désignent des molécules d'hydrocarbure comprenant deux double liaisons carbone-carbone. De préférence l'autre échangeur de chaleur, c'est-à-dire l'échangeur de chaleur non alimenté par une partie de l'effluent hydrotraité, est alimenté avec un fluide à l'état gazeux condensable. De préférence, le fluide gazeux est de la vapeur sous pression.
Selon un premier mode de réalisation, les premier et second échangeurs de chaleur sont disposés en série de sorte que la coupe de fond qui est recyclée dans la colonne traverse successivement les premier et second échangeurs de chaleur. Alternativement, les premier et second échangeurs de chaleur sont disposés en parallèle de sorte qu'une partie de la coupe de fond recyclée dans la colonne traverse le premier échangeur de chaleur et l'autre partie de la coupe de fond recyclée dans la colonne traverse le second échangeur de chaleur. Selon un autre mode de réalisation du procédé, on envoie la coupe de fond recyclée dans la colonne à travers l'échangeur de chaleur alimenté par un fluide gazeux condensable, on récupère un flux partiellement condensé dudit échangeur de chaleur et on envoie le flux partiellement condensé à travers l'échangeur de chaleur alimenté avec l'effluent hydrotraité de manière à vaporiser au moins partiellement ledit flux. Selon un mode de réalisation, lorsque l'étape b) est réalisée après l'étape a), le procédé comprend une étape c) dans laquelle on envoie la coupe de fond non recyclée issue de l'étape b) dans une unité d'extraction d'hydrocarbures aromatiques.
Alternativement, lorsque l'étape b) est réalisée avant l'étape a), le procédé comprend une étape c') dans laquelle on envoie l'effluent hydrotraité (c'est-à-dire la coupe C6+ hydrotraitée) dans une unité d'extraction d'hydrocarbures aromatiques.
L'étape a) met en œuvre de préférence un catalyseur d'hydrogénation sélective des hydrocarbures mono-oléfiniques et/ou dioléfiniques. Alternativement l'étape a) met en œuvre un catalyseur d'hydrodésulfuration. Selon un mode de réalisation préféré, l'étape a) met en œuvre successivement un catalyseur d'hydrogénation sélective des mono-oléfines et un catalyseur d'hydrodésulfuration. Dans ce mode de réalisation, les catalyseurs d'hydrogénation et d'hydrodésulfuration sont disposés dans un même réacteur ou dans deux réacteurs agencés en série. Il est bien entendu possible de mettre en œuvre un ou plusieurs lits successifs de catalyseurs permettant la réaction catalytique souhaité. L'étape d'hydrotraitement peut utiliser un réacteur en lit mobile ou fixe de catalyseur, de préférence en lit fixe. De manière préférée, l'étape a) met en œuvre un seul réacteur contenant successivement dans le sens de circulation de la charge, un lit fixe de catalyseur d'hydrogénation et un lit fixe de catalyseur d'hydrodésulfuration.
Le procédé selon l'invention peut mettre en œuvre avant l'étape a) ou avant l'étape b) lorsque celle-ci est opérée avant l'étape a), une étape dans laquelle on hydrogène sélectivement les hydrocarbures dioléfiniques de l'essence de pyrolyse en présence d'hydrogène et d'un catalyse d'hydrogénation, à une température comprise entre 40 à 200°C à une pression comprise entre 1 et 8 MPa et avec une vitesse volumique horaire globale (VVH), définie comme le rapport du débit volumique de la charge d'hydrocarbures fraîche à 15°C sur le volume total de catalyseur, généralement de 1 h"1 à 100 h"1 , de manière à produire un effluent à basse teneur en hydrocarbures dioléfiniques qui est ensuite traitée dans l'étape a).
Le procédé selon l'invention peut traiter une essence de pyrolyse qui est issue d'une unité de vapocraquage.
Description détaillée de l'invention
Les autres caractéristiques et avantages de l'invention vont apparaître à la lecture de la description qui va suivre, donnée à titre uniquement illustratif et non limitatif, et en référence aux dessins parmi lesquels :
La figure 1 est une représentation du type schéma-bloc montrant les étapes d'un procédé de traitement d'une charge d'hydrocarbures de type essence de pyrolyse en C5+ contenant des hydrocarbures mono-oléfiniques, dioléfiniques et soufrés. La figure 2 est une représentation du type schéma-bloc montrant les étapes d'un autre procédé de traitement d'une charge d'hydrocarbures de type essence de pyrolyse en C5+ contenant des hydrocarbures mono-oléfiniques, dioléfiniques et soufrés.
La figure 3 montre un schéma de principe du procédé selon l'invention.
La figure 4 montre la section de rebouillage de la colonne de séparation utilisée dans le procédé selon l'invention.
La figure 5 montre la section de rebouillage de la colonne de séparation utilisée dans le procédé selon l'invention selon un autre mode de réalisation.
La figure 6 montre la section de rebouillage de la colonne de séparation utilisée dans le procédé selon l'invention selon un mode de réalisation alternatif. La figure 7 montre la section de rebouillage de la colonne de séparation utilisée dans le procédé selon l'invention selon un mode de réalisation alternatif. Description de la charge
Le procédé selon l'invention permet de traiter toute charge d'hydrocarbures de type essence de pyrolyse en C5+ contenant des hydrocarbures mono-oléfiniques, dioléfiniques et soufrés.
On entend par essence de pyrolyse une essence issue de divers procédés de pyrolyse tels que le vapocraquage, la viscoréduction et/ou la cokéfaction. De préférence, l'essence de pyrolyse est une essence de vapocraquage.
L'essence de pyrolyse correspond à une coupe hydrocarbonée dont la température d'ébullition est généralement comprise entre 0 et 250°C, de préférence entre 10 et 220°C. Les hydrocarbures insaturés présents dans ladite essence de pyrolyse sont en particulier des composés dioléfiniques (butadiène, isoprène, cyclopentadiène...), des composés styréniques (styrène, alpha-méthylstyrène...) et des composés indéniques (indène...).
L'essence de pyrolyse peut être une coupe C5-C12 avec des traces de C3, C4, C13, C14, C15 (par exemple entre 0,1 et 3% poids pour chacune de ces composés). Par exemple, une charge formée d'essence de pyrolyse a généralement une composition en % poids suivante: 5 à 15% poids de paraffines, 30 à 65% poids de composés aromatiques, 5 à 15% poids de mono-oléfines, 15 à 25 % poids de dioléfines, 2 à 8% poids de composés alkénylaromatiques et de 20 à 300 ppm poids de soufre (partie par million), voire jusqu'à 2000 ppm de soufre pour certaines charges difficiles.
En référence à la Figure 1 , la charge d'essence de pyrolyse est introduite par le conduit 1 dans une première étape d'hydrogénation S1 . L'essence de pyrolyse est mise en contact avec une phase gazeuse contenant de l'hydrogène et un catalyseur d'hydrogénation sélective. L'effluent produit par la première étape d'hydrogénation est ensuite envoyé par la conduite 2 dans une colonne de séparation (dépentaniseur) C1 configurée et opérée pour séparer en tête de la colonne une coupe hydrocarbures C5" hydrogénée qui est envoyée par exemple vers le pool essence via la ligne 4. Cette étape de séparation correspond à l'étape b) du procédé qui est opérée avant l'étape a). La coupe hydrocarbures C6+ complémentaire soutirée en fond de la colonne C1 est introduite par la conduite 3 dans une deuxième étape d'hydrotraitement S2 (étape a) du procédé selon l'invention). De préférence la deuxième étape d'hydrotraitement S2 comprend une étape d'hydrogénation sélective suivie d'une étape d'hydrodésulfuration mettant en œuvre successivement un catalyseur d'hydrogénation sélective et un catalyseur d'hydrodésulfuration. Cette deuxième étape peut être réalisée dans un seul réacteur contenant successivement deux lits, par exemple fixes, de catalyseur. Alternativement, on peut utiliser un premier réacteur contenant un lit de catalyseur d'hydrogénation sélective suivi (en série) d'un deuxième réacteur contenant un lit de catalyseur d'hydrodésulfuration. La coupe C6+ hydrogénée et désulfurée est envoyée par la conduite 5 vers, par exemple, une unité d'extraction des aromatiques.
En référence à la Figure 2 qui montre un autre schéma de traitement de l'essence de pyrolyse, la charge d'hydrocarbure est introduite par le conduit 1 dans la première étape d'hydrogénation S1 , l'effluent partiellement hydrogéné est envoyé par la conduite 2 dans la deuxième étape d'hydrotraitement S2 (étape a) réalisée avant l'étape b) de séparation. L'essence de pyrolyse hydrogénée et désulfurée issue de la deuxième étape d'hydrotraitement est introduite par la conduite 3 dans la colonne de séparation C1 (étape b) du procédé) afin de récupérer en tête par la conduite 4 la coupe C5" hydrogénée et désulfurée et en fond par la conduite 5 la coupe C6+ hydrogénée et désulfurée. De préférence la première étape d'hydrogénation sélective vise à hydrogéner en présence d'hydrogène sélectivement les composés dioléfiniques et mono-oléfiniques contenus dans l'essence de pyrolyse tout en limitant l'hydrogénation des composés aromatiques.
L'hydrogénation sélective est généralement effectuée à un ratio molaire (hydrogène)/(composés insaturés à hydrogéner) compris entre 0,5 et 10, plus préférentiellement entre 0,7 et 5, et de préférence entre 1 et 2. Le débit d'hydrogène est ajusté afin d'en disposer en quantité suffisante pour hydrogéner théoriquement l'ensemble des composés polyinsaturés à l'exception des noyaux aromatiques et de maintenir un excès d'hydrogène en sortie de cette zone pour finaliser l'hydrogénation sélective des composés monooléfiniques et effectuer l'hydrodésulfuration dans la seconde étape d'hydrotraitement S2.
L'hydrogénation sélective est généralement mise en œuvre à une température allant de 40 à 200°C, et de préférence allant de 60 à 180°C. La pression est de préférence comprise entre 1 et 8 MPa, et plus préférentiellement comprise entre 1 ,5 et 7 MPa. La vitesse volumique horaire globale (VVH), définie comme le rapport du débit volumique de la charge d'hydrocarbures fraîche à 15°C sur le volume total de catalyseur présent dans la première zone d'hydrogénation sélective, est généralement de 1 h"1 à 100 h"1 , de préférence de 1 h"1 à 50 h"1.
De manière préférée, on effectue l'hydrogénation sélective à un ratio molaire (hydrogène)/(composés polyinsaturés à hydrogéner) généralement compris entre 1 et 2, à une température généralement comprise entre 40 et 200°C, de préférence entre 60 et 180°C, à une vitesse volumique horaire (V.V.H.) comprise généralement entre 1 h"1 et 6 h"1 et à une pression généralement comprise entre 1 ,5 MPa et 7 MPa.
Le catalyseur utilisé pour l'hydrogénation sélective est un catalyseur comprenant au moins un métal du groupe VIII (classification CAS (CRC Handbook of Chemistry and Physics, éditeur CRC press, rédacteur en chef D.R. Lide, 81 ème édition, 2000-2001 ) correspondant aux métaux des colonnes 8, 9 et 10 selon la nouvelle classification IUPAC), plus préférentiellement le palladium, le platine ou le nickel.
Le métal du groupe VIII peut être dispersé de façon homogène au sein du support ou il peut être déposé en croûte à la périphérie du support (billes, extrudés). La répartition en croûte est bien connue de l'homme du métier et permet une meilleure sélectivité du catalyseur.
Lorsque le métal du groupe VIII est le palladium, la teneur en palladium est comprise entre 0,01 et 2 % poids de la masse du catalyseur, de préférence de 0,03 et 0,8 % en poids.
Lorsque le métal du groupe VIII est le platine, la teneur en platine est comprise entre 0,01 et 2 % poids de la masse du catalyseur, de préférence de 0,03 et 0,8 % en poids. Lorsque le métal du groupe VIII est le nickel, la teneur en nickel est comprise entre 1 et 50 % poids de la masse du catalyseur, de préférence entre 5 et 40 % poids et plus préférentiellement entre 7 et 30 % poids.
Les valeurs « % poids » se basent sur la forme élémentaire du métal du groupe VIII.
Le catalyseur comprend notamment un support poreux formé d'au moins un oxyde simple choisi parmi l'alumine (Al203), la silice (Si02), l'oxyde de titane (Ti02), la cérine (Ce02) et la zircone (Zr02). De manière préférée, ledit support est choisi parmi les alumines, les silices et les silices-alumines. Le support poreux peut notamment se présenter sous forme d'extrudés (par exemple cylindriques, trilobés ou quadrilobes), de billes, de pastilles, ou d'agglomérats irréguliers et non sphériques dont la forme spécifique peut résulter d'une étape de concassage. De manière très avantageuse, le support se présente sous forme d'extrudés.
La deuxième étape d'hydrotraitement S2 met en œuvre de préférence une section catalytique comprenant un catalyseur d'hydrogénation sélective (ou section d'hydrogénation sélective) et une section catalytique comprenant un catalyseur d'hydrodésulfuration (ou section d'hydrodésulfuration). L'étape d'hydrogénation sélective de la deuxième étape d'hydrotraitement, qui vise à hydrogéner les composés dioléfiniques et mono-oléfiniques encore présents dans la charge hydrocarbonée sans hydrogéner les composés aromatiques est mise en œuvre à une température généralement comprise entre 160°C et 320°C, de préférence entre 180 et 300°C, à une vitesse volumique horaire (V.V.H.) comprise généralement entre 1 h"1 et 6 h"1 et à une pression généralement comprise entre 1 ,5 MPa et 7 MPa et avec un ratio molaire (hydrogène)/(composés insaturés à hydrogéner) généralement compris entre 0,5 et 2. Le catalyseur d'hydrogénation sélective utilisé dans la deuxième étape d'hydrotraitement répond à la description faite ci-dessus et qui n'est pas reprise pour des raisons de concision.
La deuxième étape d'hydrotraitement fait intervenir une section d'hydrodésulfuration mettant en jeu un catalyseur d'hydrodésulfuration permettant, en présence d'hydrogène, l'hydrogénolyse des composés soufrés contenus dans l'essence de pyrolyse. On opère généralement à un ratio molaire (hydrogène)/(charge) compris entre 0,5 et 10, plus préférentiellement entre 0,7 et 5, et de préférence entre 1 et 2. L'hydrodésulfuration est généralement mise en œuvre à une température allant de 180 à 450°C, de préférence allant de 200 à 420°C, et de préférence allant de 220 à 380°C.
La pression est de préférence comprise entre 1 et 8 MPa, plus préférentiellement comprise entre 1 ,5 et 7 MPa. La vitesse volumique horaire globale (VVH), définie comme le rapport du débit volumique de la charge fraîche à 15°C sur le volume total la zone réactionnelle, est généralement de 0,1 h"1 à 80 h"1 , de préférence de 0,4 h"1 à 40 h"1 et encore plus préférentiellement comprise entre 0,5 et 5 h"1.
Le catalyseur utilisé dans la zone d'hydrodésulfuration est un catalyseur connu de l'homme du métier pour un procédé d'hydrodésulfuration d'une charge d'essence de pyrolyse. Le catalyseur d'hydrodésulfuration contient généralement au moins un métal du groupe VIB et/ou au moins un métal du groupe VIII sur un support poreux.
Le métal du groupe VIB est de préférence le molybdène ou le tungstène et le métal du groupe VIII est de préférence choisi parmi le nickel ou le cobalt. La teneur en métal du groupe VIII exprimée en oxyde est généralement comprise entre 0,5% et 15% poids, préférentiellement entre 1 % et 10% poids par rapport au poids total du catalyseur. La teneur en métal du groupe VIB est généralement comprise entre 1 ,5% et 60% poids, préférentiellement entre 3% et 50% poids par rapport au poids total du catalyseur.
Le support du catalyseur est habituellement un solide poreux, tel que par exemple une alumine, une silice-alumine, de la magnésie, de la silice ou de l'oxyde de titane, seuls ou en mélange. De manière très préférée, le support est choisi parmi une alumine, une silice- alumine ou une silice.
Le support poreux peut notamment se présenter sous forme de billes, d'extrudés (par exemples trilobés ou quadrilobés), de pastilles, ou d'agglomérats irréguliers et non sphériques dont la forme spécifique peut résulter d'une étape de concassage. De manière très avantageuse, le support se présente sous forme de billes ou d'extrudés.
De manière préférée, lorsque la (seconde) étape d'hydrotraitement met en œuvre un seul réacteur contenant deux lits catalytiques successifs d'hydrogénation puis d'hydrodésulfuration, celle-ci est opérée dans les conditions suivantes:
· Température comprise entre 180 à 450°C, de préférence entre 220 et 380°C;
• Pression totale comprise entre 1 et 8 MPa, de préférence entre 1 ,5 et 7 MPa;
• VVH global comprise entre 0,4 à 40 h"1 , de préférence entre 0,5 et 5 h"1.
Les conditions opératoires de la colonne de séparation C1 (dépentaniseur) sont analogues pour les schémas de procédé représentés sur les figures 1 et 2. Cette colonne est opérée avec une pression opératoire comprise entre 0,4 et 1 ,0 MPa, avec une température en fond de colonne variant entre 120 et 190°C.
La Figure 3 est un schéma détaillé d'une forme de réalisation du procédé de traitement d'une essence de pyrolyse basée sur le schéma global de la figure 2. L'essence de pyrolyse provenant de la première étape d'hydrogénation sélective est introduite par la conduite 2, mélangée avec l'hydrogène comprimé apporté de la ligne 1 1 , et éventuellement mélangée avec un flux de recyclage de produit (détaillé ci-après) amené par la conduite 12a. Le mélange hydrocarbures/hydrogène est introduit par la conduite 10 dans un échangeur charge/effluent E1 pour être portée à une température comprise entre 220 et 300°C et à une pression comprise entre 2,5 et 3,5 MPa. L'effluent chaud qui alimente l'échangeur E1 provient du réacteur d'hydrotraitement R. Le mélange hydrocarbures/hydrogène chauffé par l'échangeur E1 est introduit par la ligne 13 dans un pré-chauffeur E2 qui permet de porter la température du mélange à une température typiquement comprise entre 240 et 320°C. L'échangeur de chaleur E2 peut utiliser comme source chaude tout type de fluide, condensables ou non, ou bien mettre en œuvre une combustion d'un gaz ou d'un combustible liquide. Le mélange hydrocarbures/hydrogène issu du pré-chauffeur E2 est amené par la conduite 14 vers l'entrée du réacteur d'hydrotraitement R. Le réacteur permet de réaliser la deuxième étape d'hydrotraitement du schéma global de la figure 2. Le réacteur R comporte successivement par rapport au sens de circulation de la charge d'hydrocarbures une section d'hydrogénation sélective et une section d'hydrodésulfuration. Le réacteur R réalise d'hydrogénation sélective des dioléfines et des mono-oléfines non hydrogénés lors de la première étape d'hydrogénation et l'hydrogénolyse des composés organo-soufrés. Le réacteur R est ainsi équipé successivement, par rapport au sens de circulation de la charge d'hydrocarbures, d'un lit contenant du catalyseur d'hydrogénation sélective et un lit contenant du catalyseur d'hydrodésulfuration. L'effluent hydrotraité 5 issu du réacteur R qui est à une température comprise par exemple entre 300 et 380°C est classiquement introduite par la ligne 15 dans l'échangeur charge/effluent E1 décrit ci-dessus, duquel il sort, par la conduite 16, à une température comprise généralement entre 1 10 et 160°C. Le flux 16 est de nouveau refroidi à l'aide d'un système échangeur/refroidisseur E3 à une température typiquement comprise entre 35 et 65°C pour permettre une condensation partielle de l'effluent hydrotraité. La ligne 17 amène l'effluent refroidi par l'échangeur E3 dans un ballon de séparation 18 afin de séparer une phase gazeuse riche en hydrogène 19, du condensât (phase liquide riche en hydrocarbures). Une partie du condensât est recyclée par la conduite 12a pour être mélangée avec la charge hydrocarbonée (ligne 2), une autre partie du condensât est recyclée via la conduite 12b pour être injectée dans le réacteur R afin de contrôler le profil thermique dans le réacteur. Une autre partie du condensât est envoyée par la conduite 20 vers un échangeur de chaleur E4. On notera que sur la figure 3, une partie de la phase gazeuse en tête du ballon de séparation 18 est évacuée par la conduite 19 pour être mélangée dans le ballon 21 avec l'hydrogène de la conduite 22 provenant par exemple de la première étape d'hydrogénation sélective (section S1 des figures 1 et 2). Un gaz riche en hydrogène est évacué du ballon 21 par la conduite 23, puis comprimée dans le compresseur K1 , puis amenée par la conduite 1 1 pour être mélangée avec la ligne 2.
Le condensât réchauffé par l'échangeur charge/effluent E4 est envoyé dans la colonne de séparation 24 par la conduite 25. La colonne 24, également appelée dépentaniseur, est opérée pour séparer en tête de colonne une coupe C5" qui est évacuée par la ligne 26, et une coupe C6+ qui évacuée par le fond de la colonne via la ligne 27. La colonne de séparation 24 peut être opérée par exemple à une température en fond de colonne comprise entre 140 et 190°C et à une pression comprise entre 0,4 et 1 ,0 MPa. Comme indiqué sur la figure 3, la tête de la colonne 24 peut comprendre un condenseur partiel E5 permettant de récupérer les hydrocarbures condensables à une température comprise entre 35 et 60°C qui sont renvoyés en tête de la colonne 24. Les gaz incondensables sont évacués par la ligne 38.
La chaleur nécessaire à la séparation de la coupe C5" de la coupe C6+ est apportée par la section de rebouillage B de la colonne 24 qui comprend un échangeur de chaleur (ou rebouilleur) E6 permettant de vaporiser tout ou partie du flux C6+ de fond de colonne 28 qui est recyclé dans la colonne de séparation par la ligne 29. Le rebouilleur E6 de la section de rebouillage B est classiquement alimenté en chaleur à l'aide de vapeur, et par extension par tout type de fluide condensable ou non ayant un niveau de température compatible avec la température de vaporisation coté procédé. Le flux, tout ou en partie vaporisé, à une température comprise généralement entre 140 et 190°C et à une pression comprise entre 0,4 et 1 ,0 MPa, est évacué de l'échangeur E6 par la ligne 29 et renvoyé dans la colonne de séparation 24. La partie de la coupe C6+ obtenue en fond de colonne 24 qui n'est pas envoyée au rebouilleur est évacuée par la ligne 30 puis introduite dans l'échangeur charge/effluent E4 dans lequel elle est refroidie. La coupe hydrocarbures C6+ refroidie peut être utilisée comme charge dans une unité d'extraction d'hydrocarbures aromatiques.
Selon l'invention, en référence à la figure 3, l'effluent hydrotraité 5 issu du réacteur R est totalement ou en partie envoyé vers la section rebouillage B de la colonne 24 via la conduite 31 grâce à un contrôle de débit et de pression réalisé à l'aide des vannes V1 , V2 et V3. L'effluent envoyé par la conduite 31 est refroidi dans la section de rebouillage puis renvoyé par la conduite 32 dans la conduite 15. La chaleur contenue dans l'effluent en sortie du réacteur d'hydrotraitement R est fournie à la section de rebouillage afin de réduire la consommation en utilité chaude nécessaire au fonctionnement du rebouilleur. La section de rebouillage peut présenter plusieurs configurations détaillées dans les figures 4, 5, 6 et 7.
La section de rebouillage des figures 4 et 5 comprend deux échangeurs de chaleur distincts E6A et E6B disposés en série, chacun mettant en œuvre un fluide de chauffe différent. Dans le cas de la figure 4, la coupe C6+ de fond de la colonne 24 qui est destinée à être recyclée dans ladite colonne est envoyée par la ligne 28 en entrée de l'échangeur E6A qui utilise comme source chaude l'effluent issu du réacteur d'hydrotraitement R apporté par la ligne 31 . L'effluent subit un refroidissement et est évacué de l'échangeur E6A par la conduite 32 comme indiqué sur les figures 3 et 4. La coupe C6+ chauffée est ensuite conduite dans l'échangeur de chaleur E6B disposé en série après l'échangeur de chaleur E6A qui utilise comme source chaude un fluide condensable à l'état gazeux, par exemple de la vapeur d'eau surchauffée, amenée par la ligne 33. Le fluide condensable refroidi subit une condensation partielle ou totale dans l'échangeur de chaleur E6B et est évacuée par la ligne 34. La configuration de la section de rebouillage de la figure 5 se distingue de celle de la figure 4, par le fait que l'échangeur de chaleur E6A utilise comme source chaude un fluide condensable à l'état gazeux (e.g. de vapeur d'eau surchauffée) amené par la ligne 33 tandis que l'échangeur de chaleur E6B disposé en série après l'échangeur E6A utilise comme source chaude l'effluent hydrotraité du réacteur R qui apporté par la ligne 31 . La figure 6 représente une autre configuration de la section de rebouillage B selon l'invention dans lequel les échangeurs de chaleur E6A et E6B sont disposés en parallèle, chacun mettant en œuvre un fluide de chauffe différent. Comme indiqué sur la figure 6, la coupe C6+ envoyée à la section de rebouillage B de la colonne de séparation 24 est séparée en deux flux 28a et 28b de débits différentsalimentant respectivement les échangeurs E6A et E6B. Selon la figure 6, l'échangeur de chaleur E6A utilise comme source chaude un fluide à l'état gazeux condensable (par exemple de la vapeur d'eau surchauffée) provenant de la ligne 33. Le fluide à l'état gazeux condensable subit une condensation partielle ou totale dans l'échangeur de chaleur E6B et est évacuée par la ligne 34. L'échangeur E6B utilise comme source chaude l'effluent hydrotraité chaud issu du réacteur d'hydrotraitement R. La figure 7 montre une autre configuration de la section de rebouillage de la colonne de séparation selon l'invention qui repose sur le principe de vaporisation des condensais produits par le refroidissement du fluide condensable de chauffe après passage dans un premier échangeur au moyen d'un second échangeur de chaleur.
En référence à la figure 7, le fluide condensable gazeux (e.g. vapeur d'eau surchauffée) est introduit dans la section de rebouillage B par les lignes 33 et 33a dans l'échangeur de chaleur E6a dans lequel circule également la coupe C6+ qui est recyclée dans la colonne de séparation. Le fluide condensable subit une condensation partielle ou totale dans l'échangeur de chaleur E6a et est évacuée par la ligne 33b. Le fluide partiellement ou totalement condensé est mis en pression à une valeur égale ou supérieure à la pression de la ligne 33a au moyen par exemple d'une pompe 35. Le fluide partiellement ou totalement condensé comprimé est envoyé par la ligne 33c à l'échangeur de chaleur E6B qui utilise comme source chaude l'effluent réactionnel issu du réacteur d'hydrotraitement R apporté par la ligne 31 . L'effluent réactionnel subit un refroidissement en échangeant ses calories avec le fluide partiellement ou totalement condensé comprimé et est évacué de l'échangeur de chaleur E6B par la conduite 32. Le fluide condensé de la ligne 33c est vaporisé tout ou en partie dans l'échangeur de chaleur E6B puis est évacué par la ligne 33d. Le fluide condensable vaporisé de la ligne 33d est éventuellement introduit dans un ballon séparateur 36. Le fluide condensable vaporisé et sous pression récupéré en tête du séparateur 36 est mis à une pression équivalente à celle de la ligne 33 à l'aide de la vanne V4, puis renvoyée à la ligne 33a via la conduite 33e. Les produits incondensables du ballon séparateur 36 sont évacués par la ligne 37.
La description détaillée correspond à des modes de réalisation dans lesquels l'étape de séparation des coupes C5" et C6+ est opérée après l'étape d'hydrotraitement de l'essence de pyrolyse, comme représenté à la figure 2. Il est rappelé que dans le cadre de l'invention, l'étape de séparation peut être réalisée avant l'étape d'hydrotraitement de sorte que seule la coupe C6+ est hydrotraitée tout en conservant les avantages de l'intégration thermique entre les étapes de séparation et d'hydrotraitement.
Les exemples suivants illustrent l'invention sans en limiter la portée et montrent l'amélioration apportée sur la consommation d'utilités chaudes et froides par le procédé d'hydrogénation. Exemple 1 (comparatif)
L'exemple fait référence au procédé représenté sur la Figure 3, qui représente la (2eme) étape d'hydrotraitement suivie de l'étape de séparation au moyen d'une colonne de séparation (dépentaniseur). Les conditions opératoires choisies pour cet exemple correspondent à des conditions de fin de cycle ("End of Run" selon la terminologie anglo-saxonne). Dans ces conditions, le catalyseur présente une activité moindre nécessitant d'augmenter la température dans le réacteur d'hydrotraitement afin de maintenir les conversions souhaitées. Dans de telles conditions, la puissance des échangeurs de chaleur est employée à leur niveau maximum. Le tableau 1 donne la composition de la charge hydrocarbonée traitée dans l'exemple 1 . Il s'agit d'une coupe C5+ issue d'une unité de pyrolyse qui a subi un prétraitement dans un réacteur d'hydrogénation sélective des dioléfines.
Figure imgf000017_0001
La charge hydrocarbonée est envoyée dans un réacteur d'hydrotraitement comprenant, successivement dans le sens d'écoulement de la charge, un lit catalytique d'hydrogénation sélective des dioléfines et des mono-oléfines et un lit catalytique d'hydrodésulfuration.
Le catalyseur d'hydrogénation sélective est du type NiMo sur support alumine et dont les teneurs en NiO et Mo03 sont respectivement de 1 1 % et 8% poids par rapport au poids total du catalyseur. Le catalyseur d'hydrodésulfuration est du type CoMo sur support alumine et dont les teneurs en CoO et Mo03 sont respectivement de 3% et 14% poids par rapport au poids total du catalyseur.
Dans les conditions de fin de cycle, le réacteur d'hydrotraitement est opéré dans les conditions suivantes :
· P (total) = 2 MPa;
• Vitesse Volumique Horaire (global) = 3 h"1 ;
• Température (entrée du réacteur) = 300°C. L'effluent hydrotraité en sortie du réacteur est à une température d'environ 360°C.
La colonne de séparation (dépentaniseur) est mise en œuvre à une pression de 0,7 MPa et avec une température en fond de colonne de 168°C.
Le tableau 2 suivant donne les consommations énergétiques des échangeurs existants dans le procédé selon la Figure 3. Les puissances sont représentées en valeurs relatives par rapport à une base 100 et par rapport à la puissance de l'échangeur de chaleur E4. Effet la puissance de l'échangeur E4 n'est pas impactée par l'invention. Cette base sera identique pour l'exemple 2.
Le tableau 2 indique également le type d'utilité chaude ou froide utilisée par les différents échangeurs de chaleur. On peut noter dans cet exemple que l'échangeur refroidisseur E3 est constitué d'un premier échangeur de refroidissement à l'air (noté E3-A) puisé par une soufflante propulsée par un moteur électrique, puis d'un deuxième échangeur de refroidissement utilisant de l'eau froide (noté E3-W).
Figure imgf000018_0001
Tableau 2 Exemple 2 (selon l'invention)
L'exemple 2 fait référence au procédé de la figure 3 avec une section de rebouillage représenté sur la Figure 4. La charge est la même que celle de l'exemple 1 et est traitée dans les mêmes conditions opératoires pour le réacteur d'hydrotraitement et la colonne de séparation que celles décrites dans l'exemple 1 . Dans ces conditions, le catalyseur présente une activité moindre et les niveaux de températures sont les plus élevés afin de maintenir les conversions.
Dans cet exemple, l'effluent sortant du réacteur d'hydrotraitement à une température d'environ 360°C (conditions de fin de cycle) à l'état gazeux est amenée en totalité par la conduite 31 dans la section de rebouillage de la colonne de séparation qui est configurée selon la Figure 4. L'effluent refroidi ressort dans son intégralité de la section de rebouillage par la conduite 32 à une température d'environ 320°C.
Le tableau 3 indique les consommations énergétiques des échangeursqui sont exprimées en valeurs relatives par rapport à une base 100 et par rapport à la puissance de l'échangeur E4. Effet la puissance de l'échangeur E4 n'est pas impactée par l'invention. Cette base est identique à l'exemple 1 .
Figure imgf000019_0001
Tableau 3 En comparant les tableaux 2 et 3, on note que le procédé selon l'invention permet de réduire de 64% la consommation de vapeur moyenne pression pour le rebouilleur E6B par rapport à la consommation de vapeur moyenne pression utile pour faire fonctionner le rebouilleur E6 de l'exemple 1 . L'autre partie de l'énergie nécessaire au fonctionnement du rebouilleur est apportée via l'échangeur charge/effluent E6A qui est alimenté avec l'effluent du réacteur d'hydrotraitement.
On observe également une meilleure récupération de chaleur au niveau de l'échangeur charge/effluent E1 qui permet de diminuer de 100% la consommation de vapeur haute pression de l'échangeur E2 et de réduire de 44% la consommation électrique de l'échangeur refroidisseur à air E3-A.
Ces diminutions s'expliquent de la façon suivante :
■ pour le préchauffeur E2 : dans l'exemple 1 , ce préchauffeur a pour fonction de préchauffer la charge à une température de 300°C en entrée du réacteur d'hydrotraitement, afin de compléter la chaleur récupérée via l'échangeur E1 . Dans l'exemple 2 il possible de supprimer la consommation de chaleur pour le préchauffeur E2, en diminuant le pincement de température et en augmentant la surface d'échange de l'échangeur E1 . Ce réglage n'affecte en rien l'échangeur E6A;
■ pour le refroidisseur E3-A : du fait qu'une partie de la chaleur de l'effluent du réacteur d'hydrotraitement R est récupérée au niveau du système de rebouillage de la colonne de séparation, il est nécessaire de moins refroidir cet effluent au moyen de l'échangeur refroidisseur E3 avant le ballon séparateur 18.

Claims

REVENDICATIONS
Procédé de traitement d'une essence de pyrolyse C5+ contenant des hydrocarbures mono-oléfiniques, dioléfiniques et soufrés, comprenant au moins et dans un ordre indifférent :
a) une étape où l'on hydrotraite l'essence de pyrolyse ou une coupe hydrocarbures C6+ issue l'essence de pyrolyse, en présence d'hydrogène et au moins un catalyseur d'hydrotraitement à une température comprise entre 220 et 380°C de manière à produire un effluent hydrotraité;
b) une étape où l'on sépare, l'essence de pyrolyse ou l'effluent hydrotraité issue de l'étape a) lorsque cette dernière est réalisée avant l'étape b), dans une colonne de séparation en une coupe hydrocarbures de tête C5" et une coupe hydrocarbures de fond C6+, ladite colonne de séparation comportant une section de rebouillage incluant deux échangeurs de chaleur, au moins l'un des deux échangeurs étant configuré pour réaliser un échange de chaleur avec une partie de la coupe de fond qui est recyclée dans la colonne via la section de rebouillage,
et dans lequel on alimente l'un des deux échangeurs de chaleur de la section de rebouillage avec au moins une partie de l'effluent hydrotraité de manière à fournir une partie de la chaleur nécessaire au fonctionnement de la section de rebouillage.
Procédé selon la revendication 1 , dans lequel l'autre échangeur de chaleur est alimenté avec un fluide à l'état gazeux condensable.
Procédé selon la revendication 2, dans lequel le fluide gazeux est de la vapeur sous pression.
Procédé selon l'une des revendications 1 à 3, dans lequel les deux échangeurs de chaleur sont disposés en série de sorte que la coupe de fond qui est recyclée dans la colonne traverse successivement les premier et second échangeurs de chaleur.
Procédé selon l'une des revendications 1 à 3, dans lequel les deux échangeurs de chaleur sont disposés en parallèle de sorte qu'une partie de la coupe de fond recyclée dans la colonne traverse le premier échangeur de chaleur et l'autre partie de la coupe de fond recyclée dans la colonne traverse le second échangeur de chaleur.
6. Procédé selon l'une des revendications 2 ou 3, dans lequel les deux échangeurs de chaleur sont disposés en série et on envoie la coupe de fond recyclée dans la colonne à travers l'échangeur de chaleur alimenté avec un fluide à l'état gazeux condensable, on récupère un fluide condensable partiellement condensé du premier échangeur de chaleur et on envoie le fluide condensable partiellement condensé dans l'échangeur de chaleur alimenté avec l'effluent hydrotraité de manière à vaporiser au moins partiellement ledit flux et ledit flux partiellement vaporisé étant renvoyé dans l'échangeur de chaleur alimenté avec un fluide à l'état gazeux condensable.
7. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel lorsque l'étape b) est réalisée après l'étape a), ledit procédé comprend une étape c) dans laquelle on envoie la coupe de fond non recyclée issue de l'étape b) dans une unité d'extraction d'hydrocarbures aromatiques.
8. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 6, dans lequel lorsque l'étape b) est réalisée avant l'étape a), ledit procédé comprend une étape c') dans laquelle on envoie l'effluent hydrotraité dans une unité d'extraction d'hydrocarbures aromatiques.
9. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l'étape a) met en œuvre un catalyseur d'hydrogénation sélective des hydrocarbures mono- oléfiniques et/ou dioléfiniques.
10. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l'étape a) met en œuvre un catalyseur d'hydrodésulfuration.
1 1 . Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l'étape a) met en œuvre successivement un lit d'un catalyseur d'hydrogénation sélective des mono-oléfines et un lit d'un catalyseur d'hydrodésulfuration.
12. Procédé selon la revendication 1 1 , dans lequel l'étape a) est opérée dans un seul réacteur comprenant successivement dans le sens de circulation de la charge un lit d'un catalyseur d'hydrogénation sélective des mono-oléfines et un lit d'un catalyseur d'hydrodésulfuration. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel avant l'étape a) ou avant l'étape b) lorsque celle-ci est opérée avant l'étape a), on hydrogène sélectivement les hydrocarbures dioléfiniques de l'essence de pyrolyse en présence d'hydrogène et d'un catalyse d'hydrogénation à une température comprise entre 40 à 200°C à une pression comprise entre 1 et 8 MPa et avec une vitesse volumique horaire globale (VVH), définie comme le rapport du débit volumique de la charge d'hydrocarbures fraîche à 15°C sur le volume total de catalyseur, généralement de 1 h"1 à 100 h"1 , de manière à produire un effluent à basse teneur en hydrocarbures dioléfiniques.
Procédé selon l'une quelconque des revendications, dans lequel l'essence de pyrolyse est issue d'une unité de vapocraquage.
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