WO2020249498A1 - Procede de production d'olefines comprenant un hydrotraitement, un desasphaltage, un hydrocraquage et un vapocraquage - Google Patents

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Wilfried Weiss
Isabelle MERDRIGNAC
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Definitions

  • the present invention relates to a process for the production of olefins from heavy fractions of hydrocarbons containing, among other things, sulfur impurities, metals and asphaltenes.
  • ethylene and propylene are highly desirable olefins because they are essential intermediates for many petrochemicals such as polyethylene or polypropylene.
  • refining sites and existing petrochemical sites in remodeling the refining sites so as to produce at least part of petrochemical bases, or in designing new integrated refining-petrochemical schemes or even to design sites where most or all of the crude is converted to petrochemical bases.
  • the main process for converting heavy hydrocarbon fractions into high yield olefins is steam cracking.
  • the production of the desired olefins is accompanied by co-products, in particular aromatic compounds and pyrolysis oil which require purification steps.
  • the selectivity for the desired olefins is highly dependent on the quality of the feeds introduced in the steam cracking step. There is therefore an interest in identifying new processes allowing the production of olefins from heavy hydrocarbon fractions in a more efficient, profitable manner and independent of the heavy hydrocarbon fraction treated.
  • the process according to the invention makes it possible to optimize the properties of the fractions which will be introduced in the steam cracking stage and thus to maximize the yields of olefins of interest during the steam cracking stage.
  • fixed bed residue hydrotreatment removes some of the contaminants from the feed, including metals, sulfur and asphaltenes.
  • Deasphalting makes it possible to separate an asphalt fraction rich in asphaltenes called pitch according to the English terminology from a deasphalted oil fraction, called DAO for “DeAsphalted OU” according to English terminology, with a greatly reduced asphaltene content, thus facilitating its upgrading by catalytic cracking or hydrocracking.
  • the conversion products and more particularly the heavy cuts resulting from the conversion processes such as deasphalted oils and vacuum distillates are difficult to treat directly in a steam cracking step.
  • the presence of high contents of naphthenic and aromatic compounds leads to a sharp drop in the yields of olefins of interest, to an increase in the yield of pyrolysis oil and to increased coking of the tubes of the steam cracking furnaces, which affects the operability. . It is therefore necessary to improve the operability of the steam cracking step in order to produce olefins with good yield.
  • the present invention aims to overcome the problems set out above, and in particular to provide a process allowing flexible and optimized production of olefins from heavy hydrocarbon feedstocks so as to improve the profitability of the olefin production process.
  • the Applicant has developed a new process for the production of olefins comprising a step of hydrotreating residues in a fixed bed, a step of deasphalting to produce a fraction. DAO and an asphalt fraction, a fixed bed hydrocracking step, an extraction step to produce a raffinate and a fraction rich in aromatics and a steam cracking step of said raffinate.
  • the object of the present invention relates to a process for the production of olefins from a hydrocarbon feed 1 having a sulfur content of at least 0.1% by weight, an initial boiling temperature of at least 180 ° C and a final boiling temperature of at least 600 ° C, said process comprising the following steps: a) a hydrotreatment step carried out in a fixed bed reactor in which said heavy hydrocarbon feed 1 in the presence of hydrogen are brought into contact in the presence of a hydrotreatment catalyst, said step making it possible to obtain an effluent 3; b) a step of separating the effluent 3 from hydrotreatment step a) into a gas fraction 4, a fraction 1 1 comprising compounds having a boiling point included between 350 and 520 ° C and a vacuum residue liquid fraction 5 comprising compounds having a boiling point of at least 520 ° C, c) a deasphalting step by liquid-liquid extraction of the vacuum residue fraction 5 resulting of step b) of separation, said step c) being carried out by means of a solvent 6
  • the separation step b) comprises upstream of the vacuum distillation, atmospheric distillation making it possible to obtain at least one atmospheric distillate fraction 22 and at least one atmospheric residue fraction, said residue fraction atmospheric being sent to said vacuum distillation making it possible to obtain at least one vacuum distillate fraction 1 1 and at least one vacuum residue fraction 5.
  • step b) all of the residue fraction 5 from step b) is sent to step c) for deasphalting.
  • the solvent 6 used in step c) is an apolar solvent composed of at least 80% by volume of saturated hydrocarbon (s) comprising a carbon number between 3 and 7.
  • step d) of extraction of the aromatics is introduced in step d) of extraction of the aromatics.
  • step d) of extracting the aromatics is carried out on fractions having a boiling point greater than 180 ° C.
  • the compounds extracted during step d) have a boiling point higher than the boiling point of the solvent 6 used.
  • hydrocracking step e) is carried out so as to obtain a yield of liquid compounds having a boiling point of less than 220 ° C. greater than 50% by weight of the feed at the inlet of the hydrocracking step e).
  • the separation step f) comprises at least one atmospheric distillation making it possible to obtain at least one atmospheric distillate fraction 16 comprising compounds having a boiling point of less than 350 ° C. and a fraction liquid comprising vacuum distillate comprising compounds having a boiling point greater than 350 ° C.
  • the atmospheric distillate fraction 16 and the fraction comprising vacuum distillate are sent to step g) of steam cracking.
  • step g) of steam cracking part of a fraction comprising compounds having a boiling point between 80 and 180 ° C resulting from step b) of separation is introduced in step g) of steam cracking.
  • step g) of steam cracking is carried out in at least one pyrolysis furnace at a temperature between 700 and 900 ° C, under a pressure between 0.05 and 0.3 MPa for a period of time. stay less than or equal to 1.0 seconds.
  • the cuts rich in saturated compounds obtained from the light gases or from the pyrolysis gasoline obtained from stage h) of separation can be recycled to stage g) of steam cracking.
  • the pyrolysis oil fraction 21 is subjected to an additional separation step so as to obtain a light pyrolysis oil comprising compounds having a boiling point of less than 350 ° C and a heavy pyrolysis oil. comprising compounds having a boiling point greater than 350 ° C.
  • Said light pyrolysis oil is injected upstream of hydrocracking stage e), and said heavy pyrolysis oil is injected upstream of hydrotreatment stage a) and / or of deasphalting stage c).
  • FIG 1 shows the flow of the process of the invention.
  • Figure 2 is a variant of the implementation of the method according to the invention shown in Figure 1, illustrated in the example. Description of embodiments
  • FIG. 1 illustrates an example of the implementation of the process for producing olefins from heavy hydrocarbon feedstocks according to the invention.
  • FIG. 1 illustrates an example of the implementation of the process for producing olefins from heavy hydrocarbon feedstocks according to the invention.
  • the mention of the elements referenced in FIG. 1 in the remainder of the description allows a better understanding of the invention, without the latter being limited to the particular example illustrated in FIG. 1.
  • the method according to the invention comprises the following steps:
  • DAO deasphalted oil
  • DAO deasphalted oil
  • FIG. 2 shows a variant of FIG. 1 in which step b) of separating the effluent 3 from hydrotreatment step a) furthermore makes it possible to obtain a fraction 22 comprising compounds having a temperature d 'boiling between 180 and 350 ° C.
  • At least part of the pyrolysis oil fraction 21 resulting from the separation step h) can be injected upstream of the deasphalting step c) and / or of the d) step. hydrocracking.
  • this variant eliminates the asphaltenes contained in the pyrolysis oil and thus maximizes the production of olefins.
  • the pyrolysis oil fraction 21 resulting from the separation step h) can be separated into at least two fractions, for example into a light pyrolysis oil fraction which is sent at least in part to the step. d) hydrocracking, and a heavy pyrolysis oil fraction which is sent at least in part to hydrotreating step a) and / or deasphalting step c).
  • this variant still makes it possible to maximize the production of olefins.
  • the heavy hydrocarbon feed 1 treated in the process according to the invention is advantageously a hydrocarbon feed containing asphaltenes, and in particular having a C 7 asphaltenes content of at least 1.0% by weight, preferably of at least 2.0. % weight relative to the weight of the load.
  • Charge 1 has an initial boiling temperature of at least 180 ° C, preferably at least 350 ° C and more preferably at least 520 ° C and a final boiling temperature of at least 600 ° C.
  • the hydrocarbon feedstock 1 according to the invention can be chosen from atmospheric residues, vacuum residues from direct distillation, crude oils, topped crude oils, tar sands or their derivatives, bituminous shales or their derivatives, oils. of parent rock or their derivatives, taken alone or as a mixture.
  • the feeds treated are preferably atmospheric residues or vacuum residues, or mixtures of these residues, and more preferably vacuum residues.
  • the heavy hydrocarbon feed treated in the process may contain, among other things, sulfur impurities.
  • the sulfur content can be at least 0.1% by weight, at least 0.5% by weight, preferably at least 1.0% by weight, more preferably at least 2.0% by weight relative to the weight of the load.
  • the heavy hydrocarbon feed treated in the process can contain, inter alia, metals.
  • the nickel and vanadium content may be at least 10 ppm, preferably at least 30 ppm, based on the weight of the feed.
  • the heavy hydrocarbon feed treated in the process may contain, among other things, carbon
  • the Conradson carbon content can be at least 2.0% by weight, preferably at least 5.0% by weight based on the weight of the filler.
  • fillers can advantageously be used as they are.
  • said charges can be mixed with at least one co-charge.
  • a co-charge can be introduced upstream of at least one hydrotreatment reactor of step a).
  • This co-charge can be a hydrocarbon fraction or a mixture of lighter hydrocarbon fractions, which can preferably be chosen from the products resulting from a fluid bed catalytic cracking process (FCC or “Fluid Catalytic Cracking” according to the English terminology).
  • FCC fluid bed catalytic cracking process
  • Saxon in particular a light cut (LCO or "light cycle oil” according to Anglo-Saxon terminology), a heavy cut (HCO or "heavy cycle oil” according to Anglo-Saxon terminology), a decanted oil, a residue of FCC .
  • This co-charge can also be an atmospheric gas oil fraction or a gas oil fraction under vacuum, obtained by atmospheric or vacuum distillation of a crude oil or of an effluent from a conversion process such as coking or visbreaking or resulting from stages c) and / or e) of separation.
  • This co-charge does not represent more than 20% by weight of the heavy hydrocarbon feed 1.
  • a hydrotreatment step a) is carried out in a fixed bed reactor in which the heavy hydrocarbon feed 1 or the feed mixture, in the presence of hydrogen, are brought into contact with a hydrotreatment catalyst.
  • the load or the mixture of loads is introduced in step a) in the presence of a co-load.
  • hydrotreatment commonly called H DT, is understood to mean catalytic treatments with the addition of hydrogen making it possible to refine, that is to say to significantly reduce the content of metals, sulfur and other impurities, of the hydrocarbon feedstocks, while improving the hydrogen to carbon ratio of the feed and transforming the feed more or less partially into lighter cuts.
  • Hydrotreatment includes hydrodesulfurization reactions (commonly called HDS), hydrodenitrogenation reactions (commonly called HDN) and hydrodemetallation reactions (commonly called HDM), accompanied by hydrogenation, hydrodeoxygenation, hydrodearomatization, hydroisomerization, hydrodealkylation, hydrocracking, hydrodeasphalting and carbon reduction Conradson.
  • the hydrotreatment step a) comprises a first hydrodemetallation (HDM) step a1) carried out in one or more fixed bed hydrodemetallation zones and a second subsequent hydrodesulfurization step a2) (HDS) carried out in one or more fixed bed hydrodesulphurization zones.
  • HDM hydrodemetallation
  • first hydrodemetallation step a1) the feed and hydrogen are brought into contact on a hydrodemetallation catalyst, under hydrodemetallation conditions, then during said second hydrodesulfurization step a2), the effluent from the first hydrodemetallation step a1) is brought into contact with a hydrodesulphurization catalyst, under hydrodesulphurization conditions.
  • This process known under the name of HYVAHL-FTM, is for example described in US Pat. No. 5,417,846.
  • the filler when the filler contains more than 70 ppm, or even more than 150 ppm of metals and / or when the filler comprises impurities capable of inducing clogging such as iron derivatives, it is advantageous to use permutable reactors (“PRS” technology, for “Permutable Reactor System” according to the English terminology) as described in patent FR2681871.
  • PRS permutable reactors
  • These permutable reactors are generally fixed beds located upstream of the hydrodemetallation section in a fixed bed.
  • Hydrotreatment step a) according to the invention is carried out under hydrotreatment conditions.
  • the space velocity of the hydrocarbon feed can be in a range from 0.1 to 5, 0 h 1 , preferably from 0.1 to 2.0 h 1 , and more preferably from 0.1 to 1.0 h- 1 .
  • the quantity of hydrogen mixed with the feed can be between 100 and 5000 normal cubic meters (Nm 3 ) per cubic meter (m 3 ) of liquid feed, preferably between 200 and 2000 Nm 3 / m 3 , and more preferably between 300 and 1500 Nm 3 / m 3 .
  • Hydrotreatment step a) can be carried out industrially in one or more fixed bed reactors with a downward flow of liquid.
  • the hydrotreatment catalysts used are preferably granular catalysts comprising, on a support, at least one metal or metal compound having a hydro-dehydrogenating function.
  • These catalysts can advantageously be catalysts comprising at least one metal from group VIII, generally chosen from the group consisting of nickel and cobalt, and / or at least one metal from group VIB, preferably molybdenum and / or tungsten. It is possible, for example, to employ a catalyst comprising from 0.5 to 10% by weight of nickel, preferably from 1 to 5% by weight of nickel (expressed as nickel oxide NiO), and from 1 to 30% by weight of molybdenum.
  • molybdenum oxide M0O3 preferably from 5 to 20% by weight of molybdenum (expressed as molybdenum oxide M0O3) on an inorganic support.
  • This support can, for example, be chosen from the group consisting of alumina, silica, silica-aluminas, magnesia, clays and mixtures of at least two of these minerals.
  • said support can contain other doping compounds, in particular oxides chosen from the group consisting of boron oxide, zirconia, ceria, titanium oxide, phosphorus pentoxide and a mixture of these oxides.
  • oxides chosen from the group consisting of boron oxide, zirconia, ceria, titanium oxide, phosphorus pentoxide and a mixture of these oxides.
  • alumina support is used and very often an alumina support doped with phosphorus and possibly boron.
  • phosphorus pentoxide P2O5 When phosphorus pentoxide P2O5 is present, its concentration is less than 10% by weight.
  • boron trioxide B2O5 When boron trioxide B2O5 is present, its concentration is less than 10% by weight.
  • the alumina used can be a y (gamma) or h (eta) alumina. This catalyst is most often in the form of extrudates.
  • the total content of oxides of metals of groups VIB and VIII can 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 group VIB on metal (or metals) of group VIII is generally between 20 and 1, and most often between 10 and 2.
  • a hydrotreatment step including a hydrodemetallation step (H DM) then a step hydrodesulfurization (HDS), specific catalysts suitable for each step are preferably used.
  • Catalysts which can be used in the hydrodemetallation step are for example indicated in patent documents EP 01 13297, EP 01 13284, US 5221656, US 5827421, US 71 19045, US 5622616 and US 5089463.
  • Catalysts which can be used in the hydrodesulphurization step are, for example, indicated in patent documents EP 01 13297, EP 01 13284, US 6589908, US 4818743 or US 6332976.
  • the catalysts used in the process according to the present invention are preferably subjected to an in-situ or ex-situ sulfurization treatment.
  • the effluent 3 obtained at the end of hydrotreatment step a) comprises at least one heavy liquid fraction 5 also called the residue liquid fraction and a gaseous fraction 4 containing the gases, in particular H2, H2S, NH3, and hydrocarbons. in C1-C4 (that is to say comprising from 1 to 4 carbon atoms).
  • Step b) of separation the process comprises a step b) of separation of the effluent 3 from hydrotreatment step a) into a gas fraction 4, a fraction 1 1 comprising compounds having a boiling point between 350 and 520 ° C and at least one residual liquid fraction comprising compounds having a boiling point of at least 520 ° C.
  • the gas fraction 4 can be separated from the effluent 3 using separation devices well known to those skilled in the art, in particular using one or more separator flasks which can operate at different pressures and temperatures, optionally. associated with a steam or hydrogen stripping means and one or more distillation columns. After possible cooling, this gas fraction 4 is preferably treated in a means for purifying hydrogen so as to recover the hydrogen not consumed during the hydrotreatment reactions.
  • the purified hydrogen can then advantageously be recycled in the process according to the invention.
  • the hydrogen can be recycled to the inlet and / or to different places of stage a) of hydrotreatment and / or of stage d) of fixed bed hydrocracking.
  • Step b) of separation comprises a vacuum distillation in which the effluent 3 from step a) is fractionated by vacuum distillation into at least one vacuum distillate fraction 1 1 and at least one vacuum residue fraction 5
  • the vacuum distillate fraction 1 1 comprises fractions of vacuum gas oil type, that is to say compounds having a boiling point between 350 and 520 ° C.
  • the heavy liquid fraction 5 is preferably a liquid hydrocarbon fraction containing at least 80% of compounds having a boiling point greater than or equal to 520 ° C.
  • step b) of separation firstly comprises atmospheric distillation, that is to say upstream of vacuum distillation, in which the liquid hydrocarbon fraction (s) ( s) obtained after separation is (are) fractionated by atmospheric distillation into at least one atmospheric distillate fraction 22 and at least one atmospheric residue fraction, then vacuum distillation in which the atmospheric residue fraction obtained after atmospheric distillation is fractionated by vacuum distillation into at least one vacuum distillate fraction 1 1 and at least one vacuum residue fraction 5.
  • the separation step b) further comprises at least one atmospheric distillation upstream from the vacuum distillation, in which the effluent 3 is fractionated by atmospheric distillation into at least one distillate fraction containing naphtha, that is - that is to say comprising compounds having a boiling point of between 80 and 180 ° C, and a distillate fraction 22 containing diesel, that is to say comprising compounds having a boiling point of between 180 and 350 ° C.
  • the distillate fraction containing naphtha is at least partially and preferably entirely sent to step g) of steam cracking.
  • the distillate fraction containing diesel 22 is at least in part and preferably in full sent to the extraction step d).
  • the diesel-containing distillate fraction 22 can optionally be sent in part to hydrocracking step e).
  • At least part, and preferably all, of the vacuum residue fraction 5 is sent to deasphalting step c). At least part, and preferably all, of the vacuum distillate fraction 11 is sent to stage d) of fixed bed hydrocracking and / or to stage f) for extracting the aromatics. Step c) of deasphalting
  • the process comprises a step c) of deasphalting by liquid-liquid extraction of the residue fraction 5 from step b) of separation.
  • Said step c) is carried out by liquid-liquid extraction using a solvent or a mixture of solvents 6 making it possible to obtain on the one hand a fraction 7 comprising asphalt, and on the other hand a deasphalted oil fraction (DAO) 8.
  • DAO deasphalted oil fraction
  • Step c) of deasphalting is preferably carried out under specific conditions making it possible to obtain a quality DAO 8, preferably with a low asphaltene content.
  • Step c) of deasphalting is preferably carried out in a single step using an apolar solvent or a mixture of apolar solvents.
  • Step c) can be carried out in an extraction column or extractor, or in a mixer-settler.
  • Step c) is preferably carried out in an extraction column containing liquid-liquid contactors (packing elements and / or trays, etc.) placed in one or more zones.
  • the solvent or the mixture of solvents 6 is introduced into the extraction column at two different levels.
  • the deasphalting feedstock is introduced into an extraction column at a single introduction level, generally mixed with at least part of the solvent or mixture of solvents 6 and generally below a first contactor zone. liquid-liquid.
  • the other part of the solvent or mixture of solvents 6 is injected lower than the deasphalting charge, generally below a second zone of liquid-liquid contactors, the deasphalting charge being injected above this second. contactors area.
  • Step c) is carried out under subcritical conditions, that is to say below the critical point, for said solvent or mixture of solvents 6.
  • Step c) is carried out at a temperature advantageously between 50 and 350 ° C, preferably between 80 and 320 ° C, more preferably between 120 and 310 ° C, even more preferably between 150 and 300 ° C, and at a pressure advantageously between 0, 1 and 6 MPa, preferably between 1 and 6 MPa, more preferably between 2 and 5 MPa.
  • the volume ratio of the solvent or of the mixture of solvents 6 to the mass of residue fraction 5 resulting from step b) is generally between 1/1 and 12/1, preferably between 2/1 and 9/1 expressed in liters per kilograms. This ratio includes all of the solvent or mixture of solvents which can be divided into several injection points.
  • the apolar solvent used is preferably a solvent composed of saturated hydrocarbon (s) comprising a number of carbons greater than or equal to 3, preferably between 3 and 5.
  • These solvents can be for example propane, butane. or pentane. These solvents are used pure or as a mixture.
  • the solvent 6 used in step c) is an apolar solvent composed of at least 80% by volume of saturated hydrocarbon (s) comprising a number of carbons of between 3 and 7, preferably of between between 4 and 5, so as to maximize the yield of DAO fraction 8.
  • Step c) can make it possible, thanks to these specific deasphalting conditions, to precipitate in the asphalt fraction 7 an adjusted amount of polar structures of heavy resin and asphaltene type, which makes it possible to obtain an asphalt fraction 7 with a moderate yield. , generally less than 40%, or even less than 30% relative to the amount of compounds having a boiling point greater than 520 ° C. at the inlet of deasphalting step c).
  • the high yield of DAO 8 makes it possible to obtain more cracked products at the outlet of step g) of steam cracking.
  • the DAO fraction 8 obtained comprises less than 2000 ppm of C 7 asphaltenes, generally less than 1000 ppm of C 7 asphaltenes, or even less than 500 ppm of C 7 asphaltenes.
  • a fraction is recovered which comprises the DAO 8 and a part solvent or mixture of solvents.
  • a fraction 7 is recovered which comprises asphalt and part of the solvent. or mixture of solvents.
  • the solvent or mixture of solvents 6 can be made up of a make-up and / or a part recycled during separation steps. These additions advantageously make it possible to compensate for the losses of solvent in the asphalt fraction 7 and / or in the DAO fraction 8, due to the separation steps.
  • Step c) of deasphalting comprises an integrated sub-step of separation of fraction 8 comprising the DAO and the solvent or mixture of solvents.
  • the solvent or mixture of solvents recovered can be recycled in step c) of deasphalting.
  • This integrated separation sub-step making it possible to separate the DAO 8 and the solvent or the mixture of solvents can use all the necessary equipment known to those skilled in the art (separator flasks, distillation or stripping columns, heat exchangers, etc. furnaces, pumps, compressors, etc.).
  • the process comprises a step d) for extracting the aromatics from at least part of the deasphalted oil fraction 8 resulting from deasphalting step c). Said step making it possible to obtain an extract fraction 13 and a raffinate fraction 10.
  • a part of the distillate fraction 22 comprising compounds having a boiling point of between 180 and 350 ° C. resulting from stage b) of separation, is also introduced in stage d) of extraction of the aromatics.
  • step d) of extraction part of the fraction resulting from step b) of separation and comprising compounds having a boiling point of between 350 and 520 ° C can be introduced in step d) of extraction.
  • the objective of the aromatics extraction step is to extract at least part of the aromatic compounds, by liquid-liquid extraction using a polar solvent 9 as well as the resins contained in the DAO fraction 8.
  • the extraction of the aromatics is carried out on fractions having a boiling point greater than 180 ° C. and preferably greater than 350 ° C., in order to avoid losses of yield of light fractions during the recovery of the solvent after extraction.
  • the compounds extracted during step d) preferably have a boiling point greater than the boiling point of the solvent, which advantageously makes it possible to maximize the yield during the separation of the solvent from the raffinate after the extraction. In addition, the recovery of the solvent is also more efficient and economical.
  • the solvent is furfural.
  • the operating conditions are generally a solvent / feed ratio of step d) of 1/2 to 3/1, preferably from 1/1 to 2/1, a temperature profile between room temperature and 150 ° C, preferably between 50 and 150 ° C.
  • the pressure is between atmospheric pressure and 2.0 MPa, preferably between 0.1 and 1.0 MPa.
  • the liquid / liquid extraction can generally be carried out in a mixer-settler or in an extraction column operating in counter-current.
  • the extraction is carried out in an extraction column.
  • the chosen solvent has a sufficiently high boiling point to be able to fluidify the charge of step d) without vaporizing.
  • step d After contact of the solvent, with the effluent introduced in step d), two fractions are obtained at the end of step d), an extract fraction 13, consisting of parts of the heavy fraction not soluble in the solvent ( and highly concentrated in aromatics) and a raffinate fraction 10, consisting of the solvent and the soluble parts of the heavy fraction.
  • the solvent is separated from the soluble parts by distillation and recycled internally to the liquid / liquid extraction process.
  • the separation of the extract and the raffinai and the recovery of the solvent are carried out in a separation sub-step integrated in step d) of extracting the aromatics.
  • the process comprises a stage e) of hydrocracking in a fixed bed of at least part of the fraction 11 resulting from the separation stage b) and of at least part of the fraction extracted 13 resulting from the extraction step d) in the presence of a hydrocracking catalyst.
  • Hydrogen 12 can also be injected upstream of the various catalytic beds making up the hydrocracking reactor (s).
  • any type of hydrotreatment reaction (HDM, HDS, HDN, etc.) also takes place.
  • Hydrocracking reactions leading to the formation of atmospheric distillates take place with a rate conversion of the vacuum distillate to atmospheric distillate which is generally greater than 30%, typically between 30 and 50% for mild hydrocracking and greater than 80% for heavy hydrocracking.
  • Hydrocracking step e) according to the invention is carried out under hydrocracking conditions.
  • the space velocity of the hydrocarbon feed can be in a range from 0.1 to 3, 0 h 1 , preferably from 0.2 to 2.0 h 1 , and more preferably from 0.25 to 1.0 h 1 .
  • the quantity of hydrogen mixed with the feed can be between 100 and 5000 normal cubic meters (Nm 3 ) per cubic meter (m 3 ) of liquid feed, preferably between 200 and 2000 Nm 3 / m 3 , and more preferably between 300 and 1500 Nm 3 / m 3 .
  • Hydrocracking step e) can be carried out industrially in at least one reactor with a downward flow of liquid.
  • Hydrocracking stage e) preferably comprises two catalytic sections in series, with an upstream hydrotreatment catalytic section so as to limit the deactivation of the downstream hydrocracking catalytic section.
  • This hydrotreatment section aims in particular to significantly reduce the nitrogen content of the feed, the nitrogen being an inhibitor of the acid function of the bifunctional catalysts of the hydrocracking catalytic section.
  • Hydrocracking stage e) can also comprise a second catalytic hydrocracking section treating at least one heavy cut resulting from a separation stage.
  • the catalysts in hydrocracking step e) used can be hydrotreatment and hydrocracking catalysts.
  • the hydrotreatment catalysts used can be hydrotreatment catalysts consisting of a support of inorganic oxide type (preferably an alumina) and of an active phase comprising chemical elements from group VIII (Ni, Co, etc.) and group VI (Mo, etc.) of the periodic table.
  • the hydrocracking catalysts can advantageously be bifunctional catalysts, having a hydrogenating phase in order to be able to hydrogenate the aromatics and to achieve the equilibrium between the saturated compounds and the corresponding olefins and an acid phase which makes it possible to promote the hydroisomerization reactions. and hydrocracking.
  • the acid function is advantageously provided by supports with large surfaces (generally 100 to 800 m 2 .g- 1 ) having a surface acidity, such as halogenated aluminas (chlorinated or fluorinated in particular), combinations of oxides of boron and d aluminum, amorphous silica-aluminas and zeolites.
  • the hydrogenating function is advantageously provided either by one or more metals from group VIII of the periodic table of the elements, such as iron, cobalt, nickel, ruthenium, rhodium, palladium, osmium, iridium and platinum , or by a combination of at least one metal from group VIB of the periodic table, such as molybdenum and tungsten, and at least one non-noble metal from group VIII (such as nickel and cobalt).
  • the bifunctional catalyst used comprises at least one metal chosen from the group formed by the metals of groups VIII and VIB, taken alone or as a mixture, and a support comprising 10 to 90% by weight of a zeolite and 90 to 10% weight of inorganic oxides.
  • the metal from group VIB used is preferably chosen from tungsten and molybdenum and the metal from group VIII is preferably chosen from nickel and cobalt.
  • monofunctional catalysts and Bi-functional catalysts of the alumina, amorphous silica-alumina or zeolite type can be used as a mixture or in successive layers.
  • the catalytic volume used during the second stage e) of hydrocracking consists of at least 30% of hydrocracking catalysts of the bifunctional type.
  • a co-feed (not shown) can be injected upstream of any catalytic bed of hydrocracking section d).
  • This co-charge is typically a vacuum distillate from direct distillation or from a conversion process, or a deasphalted oil.
  • hydrocracking step e) is carried out in "maxi naphtha" mode, that is to say it makes it possible to obtain a yield of liquid compounds having a boiling point of less than 220 ° C. greater than 50% by weight of the feedstock at the inlet of hydrocracking stage e).
  • step f The effluent 14 from step e) of fixed bed hydrocracking is sent to a separation step f).
  • the process further comprises a step f) of separating the effluent 14 from step e) of fixed bed hydrocracking into at least one gas fraction 15 and at least one liquid fraction 16.
  • Said effluent 14 is advantageously separated in at least one separating flask into at least one gaseous fraction 15 and at least one liquid fraction 16.
  • the step of separating said effluent 14 can be carried out using any known separation devices of the invention. a person skilled in the art, such as one or more separator flasks which can operate at different pressures and temperatures, optionally associated with a means for stripping with steam or with hydrogen and with one or more distillation columns. These separators can for example be high pressure high temperature (HPHT) separators and / or high pressure low temperature (HPBT) separators.
  • the gas fraction 15 obtained at the end of separation step e) comprises gases, such as H2,
  • the hydrogen contained in the gas fraction 15 is purified and recycled in any one of the hydrotreatment and / or fixed bed hydrocracking steps.
  • the purification of the hydrogen contained in the gas fraction 15 can be carried out simultaneously with the treatment of the gas fractions resulting from the separation of the effluents from steps a) hydrotreatment and e) hydrocracking.
  • the hydrogen purification can be carried out by washing with amines, a membrane, a PSA (Pressure Swing Adsorption) type system, or several of these means arranged in series.
  • the separation step f) further comprises gas-liquid separation or the succession of separation devices, at least one atmospheric distillation, in which the hydrocarbon fraction (s) ) liquid (s) obtained after separation is (are) fractionated by atmospheric distillation into at least one atmospheric distillate fraction 16 comprising compounds having a boiling point of less than 350 ° C and optionally a liquid fraction comprising vacuum distillate comprising compounds having a boiling point greater than 350 ° C.
  • At least part, and preferably all, of the atmospheric distillate fraction 16 and optionally of the fraction comprising vacuum distillate is advantageously sent to step g) of steam cracking.
  • At least part of the vacuum distillate type fraction is recycled to hydrocracking step e), and according to this variant it may be necessary to perform a purge consisting of unconverted fractions of the vacuum distillate type of so as to deconcentrate the polyaromatic species and to limit the deactivation of the hydrocracking catalyst of step e).
  • the method comprises a step g) of steam cracking of the raffinai fraction 10 resulting from the extraction step d) and of the liquid fraction 16 resulting from the separation step f) comprising compounds having a boiling point lower than 350 ° C, and preferably a fraction comprising compounds having a boiling point higher than 350 ° C resulting from stage f) of separation.
  • part of the fraction comprising compounds having a boiling point between 80 and 180 ° C resulting from step b) of separation can be introduced in step g) of steam cracking.
  • Step g) of steam cracking is advantageously carried out in at least one pyrolysis furnace at a temperature between 700 and 900 ° C, preferably between 750 and 850 ° C, and under a pressure between 0.05 and 0.3 Relative MPa.
  • the residence time of the hydrocarbons is generally less than or equal to 1.0 seconds (denoted s), preferably between 0.1 and 0.5 s.
  • water vapor is introduced upstream of steam cracking step g).
  • the amount of water introduced is between 0.3 and 3.0 kg of water per kg of hydrocarbons entering step g).
  • step g) is carried out in several pyrolysis ovens in parallel so as to adapt the operating conditions to the different flows feeding step g) and resulting from steps b), e), f) and h), and also to manage the decoking times of the tubes.
  • a furnace comprises one or more tubes arranged in parallel.
  • a furnace can also refer to a group of furnaces operating in parallel.
  • one furnace can be dedicated to cracking fractions rich in ethane, another furnace dedicated to cuts rich in propane and butane, another furnace dedicated to cuts comprising compounds having a temperature boiling between 80 and 180 ° C, another oven dedicated to cuts comprising compounds having a boiling temperature of between 180 and 350 ° C, and another oven dedicated to cuts comprising compounds having a boiling temperature above 350 ° C.
  • Step h) of separation of the steam cracking effluent the process comprises a step h) of separation of the effluent 17 obtained from step g) of steam cracking making it possible to obtain at least one fraction 18 comprising, preferably consisting of hydrogen, a fraction 19 comprising, preferably consisting of, ethylene, a fraction 20 comprising, preferably consisting of, propylene and a fraction 21 comprising, preferably consisting, and pyrolysis oil .
  • step h) of separation also makes it possible to recover a fraction comprising, preferably consisting of butenes and a fraction comprising, preferably consisting of pyrolysis gasoline.
  • the cuts rich in saturated compounds resulting from the light gases or from the pyrolysis gasoline resulting from the separation stage h) can be recycled to the steam cracking stage g), in particular ethane and propane, of so as to increase the yield of ethylene and propylene.
  • the pyrolysis oil fraction 21 can optionally be subjected to an additional separation step so as to obtain several fractions, for example a light pyrolysis oil comprising compounds having a boiling point of less than 350 ° C. and a heavy pyrolysis oil. comprising compounds having a boiling point greater than 350 ° C.
  • the light pyrolysis oil can advantageously be injected upstream of hydrocracking stage d).
  • the heavy pyrolysis oil can advantageously be injected upstream of stage a) of hydrotreating and / or of stage c) of deasphalting.
  • stage a) of hydrotreating and / or of stage c) of deasphalting can advantageously be injected upstream of stage a) of hydrotreating and / or of stage c) of deasphalting.
  • separation of fraction 21 into two fractions and their recycling in one of steps a), c) or e) of the process making it possible to maximize the formation of olefins from heavy hydrocarbon feedstocks.
  • the heavy hydrocarbon feedstock 1 treated in the process is an atmospheric residue originating from the Middle East and having the properties shown in Table 1.
  • the feed is subjected to a fixed bed hydrotreatment step a) under the conditions indicated in Table 2.
  • the effluent 3 resulting from the hydrotreatment stage is subjected to a separation stage b) comprising separator flasks as well as an atmospheric distillation column and a vacuum distillation column.
  • the yields of the different fractions obtained after separation are shown in Table 3 (% mass relative to the feedstock upstream of the hydrotreatment step noted% m / m):
  • Fraction 5 (520 ° C +) of the vacuum residue type is sent to a deasphalting step c) carried out in an extraction column operating continuously, the conditions of which are presented in Table 4:
  • Table 4 conditions of deasphalting step c) At the end of deasphalting step c), a DAO 8 fraction is obtained with a yield of 91.5% and a pitch fraction is obtained with a yield of 8.5%; these yields are related to the charge of the deasphalting step corresponding to fraction 5 (520 ° C. +) resulting from step b) of separation of the effluent from hydrotreatment step a)).
  • the DAO 8 fraction resulting from deasphalting stage c) and fraction 22 (PI-350 ° C) resulting from separation stage b) are sent to a stage d) for extracting aromatics carried out in a mixer-settler the conditions of which are presented in table 5:
  • a raffinai fraction 10 depleted in aromatics is obtained with a yield of 44.4% and an extract fraction 13 enriched in aromatics is obtained with a yield of 55.6%; these yields are related to the total charge (fraction 8 + fraction 22) introduced in step d) of extracting the aromatics.
  • the effluent 14 from the hydrocracking step is subjected to a separation step f) comprising separator flasks as well as an atmospheric distillation column.
  • the yields of the different fractions obtained after separation are shown in Table 7 (% mass relative to the feed upstream of the hydrotreatment step noted% m / m):
  • Table 7 Yields of hydrocracking step e) after separation in step f).
  • the liquid fractions PI-220 ° C, 220-350 ° C and 350 ° C + resulting from the stage of separation of the effluent from the hydrocracking stage and the raffinate fraction 10 resulting from stage d) of extraction of the aromatics are sent to a steam cracking stage g) where each of the liquid fraction is cracked under different conditions (Table 8).
  • Table 9 yields of step g) of steam cracking after separation in step h) Table 9 shows the yields of steam cracking products.
  • the process according to the invention makes it possible to achieve mass yields of ethylene and of propylene of 31.8% and 17.3% respectively.
  • the specific sequence of steps upstream of the steam cracking step makes it possible to limit the formation of coke.

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Abstract

La présente invention concerne un procédé de production d'oléfines à partir d'une charge (11) hydrocarbonée ayant une teneur en soufre d'au moins 0,1 % poids, une température initiale d'ébullition d'au moins 180°C et une température finale d'ébullition d'au moins 600°C.

Description

PROCEDE DE PRODUCTION D'OLEFINES COMPRENANT UN HYDROTRAITEMENT, UN
DESASPHALTAGE, UN HYDROCRAQUAGE ET UN VAPOCRAQUAGE Domaine technique
La présente invention concerne un procédé de production d’oléfines à partir de fractions lourdes d'hydrocarbures contenant entre autre des impuretés soufrées, des métaux et des asphaltènes.
Technique antérieure
L’amélioration des motorisations et l’électrification progressive d’une partie des véhicules ont entraîné une évolution de la demande en produits pétroliers avec une tendance à réduire la croissance de la demande en carburants. A l’inverse, la croissance de la demandes en bases pétrochimiques et notamment en oléfines est plus soutenue. L’éthylène et le propylène sont par exemple des oléfines très recherchées car elle sont des intermédiaires essentiels pour de nombreux produits pétrochimiques tels le polyéthylène ou encore le polypropylène. Il y a donc un intérêt à intégrer davantage les sites de raffinage et les sites pétrochimiques existants, à remodeler les sites de raffinage de manière à produire au moins en partie des bases pétrochimiques, ou à concevoir de nouveaux schémas intégrés de raffinage-pétrochimie ou encore à concevoir des sites où la majeure partie du brut ou la totalité est convertie en bases pétrochimiques.
Le principal procédé permettant la conversion de fractions lourdes hydrocarbonées en oléfines à haut rendement est le vapocraquage. La production des oléfines recherchées s’accompagne de co produits, notamment de composés aromatiques et d’huile de pyrolyse qui nécessitent des étapes de purification. De plus, la sélectivité en oléfines recherchées est fortement dépendante de la qualité des charges introduite dans l’étape de vapocraquage. Il y a donc un intérêt à identifier de nouveaux procédés permettant la production d’oléfines à partir de fractions lourdes hydrocarbonées de manière plus efficace, rentable et indépendante de la fraction hydrocarbonée lourde traitée.
FEUILLE DE REMPLACEMENT (RÈGLE 26) Avantageusement, le procédé selon l’invention permet d’optimiser les propriétés des fractions qui vont être introduites à l’étape de vapocraquage et ainsi maximiser les rendements en oléfines d’intérêt lors de l’étape de vapocraquage.
Dans les procédés de traitement de fractions lourdes d'hydrocarbures, l’hydrotraitement de résidu en lit fixe permet d’éliminer une partie des contaminants de la charge, notamment les métaux, le soufre et les asphaltènes.
Il est également connu de réaliser des opérations de désasphaltage. Le désasphaltage permet de séparer une fraction asphalte riche en asphaltènes appelée pitch selon la terminologie anglo-saxonne d’une fraction huile désasphaltée, appelée DAO pour“DeAsphalted OU” selon la terminologie anglo- saxonne, à teneur fortement réduite en asphaltènes, facilitant ainsi sa valorisation par craquage catalytique ou hydrocraquage.
Les produits de conversion et plus particulièrement les coupes lourdes issues des procédés de conversion telles les huiles déasphaltées et les distillats sous vide sont difficilement traitables directement dans une étape de vapocraquage. La présence de fortes teneurs en composés naphténiques et aromatiques conduit à une forte baisse des rendements en oléfines d’intérêt, à une hausse du rendement en huile de pyrolyse et à un cokage accru des tubes des fours de vapocraquage ce qui nuit à l’opérabilité. Il est donc nécessaire d’améliorer l’opérabilité de l’étape de vapocraquage afin de produire des oléfines avec de bon rendement.
La présente invention vise à surmonter les problèmes exposés ci-dessus, et notamment à fournir un procédé permettant une production flexible d’oléfines et optimisée à partir de charges hydrocarbonées lourdes de manière à améliorer la rentabilité du procédé de production d’oléfines.
Ainsi, la demanderesse a mis au point un nouveau procédé de production d’oléfines comprenant une étape d’hydrotraitement de résidus en lit fixe, une étape de désasphaltage pour produire une fraction DAO et une fraction asphalte, une étape d’hydrocraquage en lit fixe, une étape d’extraction pour produire un raffinât et une fraction riche en aromatiques et une étape de vapocraquage dudit raffinât.
Le procédé selon la présente invention présente les avantages suivants :
La valorisation de fraction lourde en intermédiaires pétrochimiques essentiels Une production d’oléfines à partir de fraction lourde avec un bon rendement,
La diminution du coût de production d’oléfine,
Une flexibilité du procédé permettant de traiter toutes fractions lourdes quelques soient leurs origines,
- l’enchaînement d’une étape d’hydrotraitement de résidus et d’une étape de désasphaltage permettant une conversion profonde de la fraction résiduelle et notamment des asphaltènes, - la limitation de la formation de coke lors de ladite étape de vapocraquage.
Résumé de l'invention
L’objet de la présente invention concerne un procédé de production d’oléfines à partir d’une charge 1 hydrocarbonée ayant une teneur en soufre d'au moins 0, 1 % poids, une température initiale d'ébullition d'au moins 180°C et une température finale d'ébullition d'au moins 600°C, ledit procédé comprenant les étapes suivantes : a) une étape d’hydrotraitement réalisée dans un réacteur en lit fixe dans lequel ladite charge hydrocarbonée lourde 1 en présence d’hydrogène sont mis en contact en présence d’un catalyseur d’hydrotraitement, ladite étape permettant l’obtention d’un effluent 3 ; b) une étape de séparation de l’effluent 3 issu de l’étape a) d’hydrotraitement en une fraction gazeuse 4, une fraction 1 1 comprenant des composés ayant une température d’ébullition compris entre 350 et 520°C et une fraction liquide résidu sous vide 5 comprenant des composés ayant un point d’ébullition d’au moins 520°C, c) une étape de désasphaltage par extraction liquide-liquide de la fraction résidu sous vide 5 issue de l’étape b) de séparation, ladite étape c) étant mise en oeuvre au moyen d’un solvant 6 ou d’un mélange de solvants permettant d’obtenir d’une part une fraction 7 comprenant de l’asphalte, et une fraction huile désasphaltée 8, d) une étape d’extraction des aromatiques d’au moins une partie de la fraction huile désasphaltée 8 issue de l’étape c) de désasphaltage, permettant l’obtention d’une fraction extrait 13 et une fraction raffinai 10, e) une étape e) d’hydrocraquage en lit fixe d’au moins une partie de la fraction 1 1 issue de l’étape b) de séparation et d’au moins une partie de la fraction extrait 13 issue de l’étape d’extraction d) en présence d’un catalyseur d’hydrocraquage, permettant l’obtention d’un effluent 14, f) une étape de séparation de l’effluent 14 issu de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe en au moins une fraction gazeuse 15 et au moins une fraction liquide 16, g) une étape g) de vapocraquage de la fraction raffinai 10 issue de l’étape d) d’extraction et de la fraction liquide 16 issue de l’étape f) de séparation comportant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C, permettant l’obtention d’un effluent 17, h) une étape de séparation de l’effluent 17 issu de l’étape g) de vapocraquage permettant l’obtention d’au moins une fraction 18 comprenant d’hydrogène, d’une fraction 19 comprenant d’éthylène, d’une fraction 20 comprenant de propylène et d’une fraction 21 comprenant de l’huile de pyrolyse. Dans un mode de réalisation préféré, l’étape b) de séparation comprend une distillation sous vide permettant l’obtention d’au moins une fraction distillât sous vide 1 1 et au moins une fraction résidu sous vide 5.
Dans un mode de réalisation préféré, l’étape b) de séparation comprend en amont de la distillation sous vide, une distillation atmosphérique permettant l’obtention d’au moins une fraction distillât atmosphérique 22 et au moins une fraction résidu atmosphérique, ladite fraction résidu atmosphérique étant envoyé dans ladite distillation sous vide permettant l’obtention d’au moins une fraction distillât sous vide 1 1 et au moins une fraction résidu sous vide 5.
Dans un mode de réalisation préféré, la totalité de la fraction résidu 5 issue de l’étape b) est envoyée à l’étape c) de désasphaltage.
Dans un mode de réalisation préféré, le solvant 6 utilisé à l’étape c) est un solvant apolaire composé à au moins 80% en volume d'hydrocarbure(s) saturé(s) comprenant un nombre de carbone compris entre 3 et 7.
Dans un mode de réalisation préféré, une partie d’une fraction distillât 22 issue de l’étape b) de séparation, est introduite à l’étape d) d’extraction des aromatiques.
Dans un mode de réalisation préféré, l’étape d) d’extraction des aromatiques est réalisée sur des fractions ayant une température d’ébullition supérieure à 180°C.
Dans un mode de réalisation préféré, les composés extraits lors de l’étape d) ont un point d'ébullition supérieur au point d'ébullition du solvant 6 utilisé. Dans un mode de réalisation préféré, l’étape e) d’hydrocraquage est opérée de manière à obtenir un rendement en composés liquides ayant une température d’ébullition inférieure à 220°C supérieur à 50% en poids de la charge en entrée de l’étape e) d’hydrocraquage. Dans un mode de réalisation préféré, l’étape de séparation f) comprend au moins une distillation atmosphérique permettant l’obtention d’au moins une fraction distillât atmosphérique 16 comportant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C et une fraction liquide comprenant du distillât sous vide comportant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C.
Dans un mode de réalisation préféré, la fraction distillât atmosphérique 16 et la fraction comprenant du distillât sous vide sont envoyées vers l’étape g) de vapocraquage.
Dans un mode de réalisation préféré, une partie d’une fraction comprenant des composés ayant une température d’ébullition entre 80 de 180°C issue de l’étape b) de séparation est introduite à l’étape g) de vapocraquage.
Dans un mode de réalisation préféré, l’étape g) de vapocraquage est réalisée dans au moins un four de pyrolyse à une température comprise entre 700 et 900°C, sous une pression comprise entre 0,05 et 0,3 MPa durant un temps de séjour inférieur ou égal à 1 ,0 seconde.
Dans un mode de réalisation préféré, les coupes riches en composés saturés issus des gaz légers ou de l’essence de pyrolyse issu de l’étape h) de séparation peuvent être recyclés vers l’étape g) de vapocraquage.
Dans un mode de réalisation préféré, la fraction huile de pyrolyse 21 est soumise à une étape additionnelle de séparation de manière à obtenir une huile de pyrolyse légère comprenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350 °C et une huile de pyrolyse lourde comprenant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C. Ladite huile de pyrolyse légère est injectée en amont de l’étape e) d’hydrocraquage, et ladite huile de pyrolyse lourde est injectée en amont de l’étape a) d’hydrotraitement et/ou de l’étape c) de désasphaltage. Liste des figures
La figure 1 représente l’enchaînement du procédé de l'invention.
La figure 2 est une variante de la mise en oeuvre du procédé selon l’invention représenté à la figure 1 , illustrée dans l’exemple. Description des modes de réalisation
Il est précisé que, dans toute cette description, l’expression « compris(e) entre ... et ... », « inférieur(e) à... » ou « supérieur(e) à » doit s’entendre comme incluant les bornes citées.
Dans le sens de la présente invention, les différents modes de réalisation présentés peuvent être utilisés seul ou en combinaison les uns avec les autres, sans limitation de combinaison. Dans la suite de la description, il est fait référence à la figure 1 qui illustre un exemple de mise en œuvre du procédé de production d’oléfines à partir de charges hydrocarbonées lourdes selon l’invention. La mention des éléments référencés à la figure 1 dans la suite de la description permet une meilleure compréhension de l’invention, sans que celle-ci ne se limite à l’exemple particulier illustré à la figure 1. Tel que représenté à la figure 1 , le procédé selon l'invention comprend les étapes suivantes :
- une étape a) d’hydrotraitement de la charge hydrocarbonée lourde 1 , en présence d’un gaz riche en hydrogène 2 dans au moins un réacteur en lit fixe comportant un catalyseur d’hydrotraitement
- une étape b) de séparation de l’effluent 3 issu de l’étape a) d’hydrotraitement permettant d’obtenir au moins une fraction 4 comprenant de l’hydrogène, une fraction liquide 11 contenant des composés ayant une température d’ébullition entre 350 et 520°C et une fraction liquide lourde 5 contenant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 520°C ; - une étape c) de désasphaltage de la fraction 5 issue de l’étape b) de séparation en mélange avec un solvant ou une combinaison de solvants 6, permettant d’obtenir au moins une fraction comportant de l’huile désasphaltée (DAO) 8, et une fraction 7 comportant de l’asphalte ;
- une étape d) d’extraction de la fraction 8 comportant de l’huile désasphaltée (DAO) issue de l’étape c) de désasphaltage avec un solvant ou une combinaison de solvants 9, permettant d’obtenir au moins une fraction 10 riche en composés saturés (raffinai), et une fraction 13 riche en composés aromatiques (extrait) ;
- une étape e) d’hydrocraquage de la fraction liquide 1 1 issue de l’étape b) de séparation, en présence d’un gaz riche en hydrogène 12 et de la fraction 13 riche en aromatiques issue de l’étape d’extraction d), réalisée dans au moins un réacteur en lit fixe comportant un catalyseur d’hydrocraquage ;
- une étape f) de séparation de l’effluent 14 issu de l’étape e) d’hydrocraquage permettant d’obtenir au moins une fraction 15 comprenant de l’hydrogène, une fraction 16 comprenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C ; - une étape g) de vapocraquage de la fraction raffinai 10 issue de l’étape d) d’extraction et de la fraction 16 contenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C issue de l’étape f) de séparation ;
- une étape h) de séparation de l’effluent 17 issu de l’étape g) de vapocraquage permettant de récupérer au moins une fraction 18 comprenant de l’hydrogène, une fraction 19 comprenant de l’éthylène, une fraction 20 comprenant du propylène et une fraction 21 comprenant de l’huile de pyrolyse. La figure 2 présente une variante de la figure 1 dans laquelle l’étape b) de séparation de l’effluent 3 issu de l’étape a) d’hydrotraitement permet d’obtenir en outre une fraction 22 comprenant des composés ayant une température d’ébullition entre 180 et 350°C.
La description ci-dessus des figures 1 , 2 sont des exemples de mise en oeuvre de l’invention qui ne limitent en aucune façon l’invention. Seules les principales étapes sont représentées sur lesdites figures, il est entendu que tous les équipements nécessaires au fonctionnement sont présents (ballons, pompes, échangeurs, fours, colonnes, etc.). Seuls les principaux flux contenant les hydrocarbures sont représentés, mais il est entendu que des flux de gaz riche en hydrogène (appoint ou recycle) peuvent être injectés en entrée de chaque réacteur ou lit catalytique ou entre deux réacteurs ou deux lits catalytiques. Des moyens bien connus de l’homme du métier de purification et de recyclage d’hydrogène sont également mis en oeuvre. L’hydrogène produit lors de l’étape de vapocraquage est avantageusement utilisé en appoint des étapes a) d’hydrotraitement et/ou d) d’hydrocraquage.
Selon une variante non représentée, au moins une partie de la fraction huile de pyrolyse 21 issue de l’étape h) de séparation peut être injectée en amont de l’étape c) de désasphaltage et/ou de l’étape d) d’hydrocraquage. Avantageusement, cette variante permet d’éliminer les asphaltènes contenus dans l’huile de pyrolyse et ainsi de maximiser la production d’oléfines.
Selon une variante non représentée, la fraction huile de pyrolyse 21 issue de l’étape h) de séparation peut être séparée en au moins deux fractions, par exemple en une fraction huile de pyrolyse légère qui est envoyée au moins en partie vers l’étape d) d’hydrocraquage, et en une fraction huile de pyrolyse lourde qui est envoyée au moins en partie vers l’étape a) d’hydrotraitement et/ou l’étape c) de désasphaltage. Avantageusement, cette variante permet encore de maximiser la production d’oléfines. La charge traitée et les différentes étapes du procédé selon l’invention sont à présent décrites plus en détail ci-dessous.
La charge
La charge 1 hydrocarbonée lourde traitée dans le procédé selon l’invention est avantageusement une charge hydrocarbonée contenant des asphaltènes, et notamment présentant une teneur en asphaltènes C 7 d'au moins 1 ,0 % poids, de préférence d’au moins 2,0 % poids par rapport au poids de la charge.
La charge 1 a une température initiale d'ébullition d'au moins 180°C, de préférence d’au moins 350°C et de manière préférée d’au moins 520°C et une température finale d'ébullition d’au moins 600°C. La charge hydrocarbonée 1 selon l’invention peut être choisie parmi les résidus atmosphériques, les résidus sous vide issus de distillation directe, des pétroles bruts, des pétroles bruts étêtés, 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 traitées sont de préférence des résidus atmosphériques ou des résidus sous vide, ou des mélanges de ces résidus, et plus préférentiellement des résidus sous vide.
La charge hydrocarbonée lourde traitée dans le procédé peut contenir entre autres des impuretés soufrées. La teneur en soufre peut être d’au moins 0,1 % en poids, d’au moins 0,5% en poids, préférentiellement d’au moins 1 ,0 % en poids, plus préférentiellement d’au moins 2,0 % en poids par rapport au poids de la charge. La charge hydrocarbonée lourde traitée dans le procédé peut contenir entre autre des métaux. La teneur en nickel et vanadium peut-être d’au moins 10 ppm, de préférence d’au moins 30 ppm par rapport au poids de la charge. La charge hydrocarbonée lourde traitée dans le procédé peut contenir entre autre du carbone
Conradson. La teneur en carbone Conradson peut être d’au moins 2,0% poids, de préférence d’au moins 5,0% poids par rapport au poids de la charge.
Ces charges peuvent avantageusement être utilisées telles quelles. Alternativement, lesdites charges peuvent être mélangées avec au moins une co-charge.
De préférence plusieurs co-charges peuvent être utilisées à différentes étapes du procédé selon l’invention afin de moduler la viscosité de la charge introduite à chacune des étapes. Une co-charge peut être introduite en amont d’au moins un réacteur de l’étape a) d’hydrotraitement. 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), notamment une coupe légère (LCO ou « light cycle oil » selon la terminologie anglo-saxonne), une coupe lourde (HCO ou « heavy cycle oil » selon la terminologie anglo-saxonne), une huile décantée, un résidu de FCC. Cette co-charge peut également être une fraction gazole atmosphérique ou une fraction gazole sous vide, obtenue par distillation atmosphérique ou sous vide d’un pétrole brut ou d’un effluent d’un procédé de conversion tel la cokéfaction ou la viscoréduction ou issu du des étapes c) et/ou e) de séparation. Cette co-charge ne représente pas plus de 20% en poids de la charge hydrocarbonée lourde 1.
Etape a) d’hydrotraitement Conformément à l’invention, une étape a) d’hydrotraitement est réalisée dans un réacteur en lit fixe dans lequel la charge hydrocarbonée lourde 1 ou le mélange de charges, en présence d’hydrogène sont mis en contact d’un catalyseur d’hydrotraitement. Avantageusement, la charge ou le mélange de charges est introduit à l’étape a) en présence d’une co-charge. On entend par hydrotraitement, couramment appelé H DT, 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, des 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 réduction du carbone Conradson. Selon une variante de l’invention, l’étape a) d’hydrotraitement comprend une première étape a1) 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 a1) 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 a1) d’hydrodémétallation est mis en contact avec un catalyseur d’hydrodésulfuration, dans des conditions d’hydrodésulfuration. Ce procédé, connu sous le nom de HYVAHL-FTM, est par exemple décrit dans le brevet US 5417846.
Selon une autre variante de l’invention, lorsque la charge contient plus de 70 ppm, voire plus de 150 ppm de métaux et/ou lorsque que la charge comprend des impuretés susceptibles d’induire du colmatage telles que des dérivés de fer, il est avantageux de mettre en oeuvre des réacteurs permutables (technologie « PRS », pour « Permutable Reactor System » selon la terminologie anglo- saxonne) tel que décrit dans le brevet FR2681871. Ces réacteurs permutables sont généralement des lits fixes situés en amont de la section d’hydrodémétallation en lit fixe. L’étape a) d’hydrotraitement selon l’invention est mise en oeuvre dans des conditions d’hydrotraitement. Elle peut avantageusement être mise en oeuvre à une température comprise entre 300 et 450°C, de préférence entre 350 et 420°C et sous une pression absolue comprise entre 5 et 35 MPa, de préférence entre 11 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 WH, et qui se définit comme étant le débit volumétrique de la charge divisé par le volume total du catalyseur, peut être comprise dans une gamme allant de 0,1 à 5,0 h 1, préférentiellement de 0,1 à 2,0 h 1, et plus préférentiellement de 0,1 à 1 ,0 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 et 2000 Nm3/m3, et plus préférentiellement entre 300 et 1500 Nm3/m3. L’étape a) d’hydrotraitement peut être effectuée industriellement dans un ou plusieurs réacteurs en lit fixe à courant descendant de liquide.
Les catalyseurs d’hydrotraitement utilisés sont de préférence des catalyseurs granulaires comprenant, sur un support, au moins un métal ou composé de métal ayant une fonction hydro-déshydrogénante. 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 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. 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, ledit 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 B2O5 est présent, sa concentration est inférieure à 10% en poids. L’alumine utilisée peut être une alumine y (gamma) ou h (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 (H DM) puis une étape d’hydrodésulfuration (HDS), on utilise de préférence des catalyseurs spécifiques adaptés à chaque étape.
Des catalyseurs utilisables dans l’étape d’hydrodémétallation sont par exemple indiqués dans les documents de brevets EP 01 13297, EP 01 13284, US 5221656, US 5827421 , US 71 19045, US 5622616 et US 5089463. On utilise de préférence des catalyseurs d’HDM dans les réacteurs permutables.
Des catalyseurs utilisables dans l’étape d’hydrodésulfuration sont par exemple indiqués dans les documents de brevets EP 01 13297, EP 01 13284, US 6589908, US 4818743 ou US 6332976.
On peut également utiliser un catalyseur mixte, actif en hydrodémétallation et en hydrodésulfuration, à la fois pour la section d’hydrodémétallation et pour la section d’hydrodésulfuration 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. L’effluent 3 obtenu à l’issue de l’étape a) d’hydrotraitement comprend au moins une fraction liquide lourde 5 encore appelé fraction liquide résidu et une fraction gazeuse 4 contenant les gaz, notamment H2, H2S, NH3, et des hydrocarbures en C1-C4 (c’est-à-dire comprenant de 1 à 4 atomes de carbone).
Etape b) de séparation Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape b) de séparation de l’effluent 3 issu de l’étape a) d’hydrotraitement en une fraction gazeuse 4, une fraction 1 1 comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 350 et 520° et au moins une fraction liquide résidu 5 comprenant des composés ayant un point d’ébullition d’au moins 520°C.
La fraction gazeuse 4 peut être séparée de l’effluent 3 à l’aide des dispositifs de séparation 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 et à une ou plusieurs colonnes de distillation. Après un éventuel refroidissement, cette fraction gazeuse 4 est de préférence traitée dans un moyen de purification d’hydrogène de façon à récupérer l’hydrogène non consommé lors des réactions d’hydrotraitement. L’hydrogène purifié peut alors avantageusement être recyclé dans le procédé selon l’invention. L’hydrogène peut être recyclé en entrée et/ou à différents endroits de l’étape a) d’hydrotraitement et/ou de l’étape d) d’hydrocraquage en lit fixe.
L’étape b) de séparation comprend une distillation sous vide dans laquelle l’effluent 3 issue de l’étape a) est fractionné par distillation sous vide en au moins une fraction distillât sous vide 1 1 et au moins une fraction résidu sous vide 5. La fraction distillât sous vide 1 1 comprend des fractions de type gazole sous vide, c’est-à-dire des composés ayant une température d’ébullition entre 350 et 520°C.
La fraction liquide lourde 5 est de préférence une fraction liquide hydrocarbonée contenant au moins 80% de composés ayant un point d’ébullition supérieur ou égale à 520°C. De manière préférée, l’étape b) de séparation comprend tout d’abord une distillation atmosphérique, c’est-à-dire en amont de la distillation sous vide, 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 22 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 1 1 et au moins une fraction résidu sous vide 5.
Avantageusement, l’étape de séparation b) comprend en outre au moins une distillation atmosphérique en amont de la distillation sous vide, dans laquelle l’effluent 3 est fractionné par distillation atmosphérique en au moins une fraction distillât contenant du naphta, c’est-à-dire comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 80 et 180°C, et une fraction distillât 22 contenant du diesel, c’est-à-dire comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 180 et 350°C.
Avantageusement, la fraction distillât contenant du naphta est au moins en partie et de préférence en totalité envoyée à l’étape g) de vapocraquage. La fraction distillât contenant du diesel 22 est au moins en partie et de préférence en totalité envoyée à l’étape d) d’extraction. La fraction distillât contenant du diesel 22 peut de manière optionnelle être envoyée en partie à l’étape e) d’hydrocraquage.
Au moins une partie, et de préférence la totalité, de la fraction résidu sous vide 5 est envoyée à l’étape c) de désasphaltage. Au moins une partie, et de préférence la totalité, de la fraction distillât sous vide 1 1 est envoyée dans l’étape d) d’hydrocraquage en lit fixe et/ou à l’étape f) d’extraction des aromatiques. Etape c) de désasphaltage
Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape c) de désasphaltage par extraction liquide-liquide de la fraction résidu 5 issue de l’étape b) de séparation. Ladite étape c) est mise en oeuvre par extraction liquide-liquide au moyen d’un solvant ou d’un mélange de solvants 6 permettant d’obtenir d’une part une fraction 7 comprenant de l’asphalte, et d’autre part une fraction huile désasphaltée (DAO) 8.
L’étape c) de désasphaltage est réalisée de préférence dans des conditions spécifiques permettant d'obtenir une DAO 8 de qualité, de préférence à faible teneur en asphaltènes.
L'étape c) de désasphaltage est de préférence réalisée en une seule étape au moyen d’un solvant apolaire ou d’un mélange de solvants apolaires .
L'étape c) peut être réalisée dans une colonne d'extraction ou extracteur, ou dans un mélangeur- décanteur. L’étape c) est de préférence réalisée dans une colonne d’extraction contenant des contacteurs liquide-liquide (éléments de garnissage et/ou plateaux, etc.) placés dans une ou plusieurs zones. De préférence, le solvant ou le mélange de solvants 6 est introduit dans la colonne d'extraction à deux niveaux différents. De préférence, la charge de désasphaltage est introduite dans une colonne d'extraction à un seul niveau d'introduction, généralement en mélange avec au moins une partie du solvant ou du mélange de solvants 6 et généralement en dessous d’une première zone de contacteurs liquide-liquide. De préférence, l’autre partie du solvant ou mélange de solvants 6 est injectée plus bas que la charge de désasphaltage, généralement en dessous d’une seconde zone de contacteurs liquide-liquide, la charge de désasphaltage étant injectée au-dessus de cette seconde zone de contacteurs.
L'étape c) est mise en œuvre en conditions subcritiques, c’est-à-dire en dessous du point critique, pour ledit solvant ou mélange de solvants 6. L'étape c) est mise en oeuvre à une température avantageusement comprise entre 50 et 350°C, de préférence entre 80 et 320°C, de manière plus préférée entre 120 et 310°C, de manière encore plus préférée entre 150 et 300°C, et à une pression avantageusement comprise entre 0, 1 et 6 MPa, de préférence entre 1 et 6 MPa, de manière plus préférée entre 2 et 5 MPa. Le rapport de volume du solvant ou du mélange de solvants 6 sur la masse de fraction résidu 5 issue de l’étape b) est généralement compris entre 1/1 et 12/1 , de préférence entre 2/1 à 9/1 exprimé en litres par kilogrammes. Ce rapport inclut la totalité du solvant ou mélange de solvants pouvant être divisé en plusieurs points d’injection.
Le solvant apolaire utilisé est de préférence un solvant composé d'hydrocarbure(s) saturé(s) comprenant un nombre de carbones supérieur ou égal à 3, de préférence compris entre 3 et 5. Ces solvants peuvent être par exemple le propane, le butane ou le pentane. Ces solvants sont utilisés purs ou en mélange.
De manière préférée, le solvant 6 utilisé à l’étape c) est un solvant apolaire composé à au moins 80% en volume d'hydrocarbure(s) saturé(s) comprenant un nombre de carbones comprise entre 3 et 7, de préférence compris entre 4 et 5, ceci de manière à maximiser le rendement en fraction DAO 8.
Le choix des conditions de température et de pression de l'extraction combiné au choix de la nature des solvants 6 dans l'étape c) de désasphaltage permettent d'ajuster les performances d'extraction. L'étape c) peut permettre, grâce à ces conditions de désasphaltage spécifiques, de précipiter dans la fraction 7 asphalte une quantité ajustée de structures polaires de type résines lourdes et asphaltènes, ce qui permet d’obtenir une fraction 7 asphalte avec un rendement modéré, généralement inférieur à 40%, voire inférieur à 30% par rapport à la quantité de composés ayant une température d’ébullition supérieure à 520°C en entrée de l’étape c) de désasphaltage. Le rendement élevé en DAO 8 permet d’obtenir davantage de produits craqués en sortie de l’étape g) de vapocraquage. La fraction DAO 8 obtenue comprends moins de 2000 ppm d’asphaltènes C 7, généralement moins de 1000 ppm d’asphaltènes C 7, voire moins de 500 ppm d’asphaltènes C 7.
En tête de la colonne d'extraction ou du mélangeur-décanteur, de préférence au-dessus de la zone de contacteur(s) liquide-liquide située à la position la plus haute, on récupère une fraction qui comprend la DAO 8 et une partie du solvant ou du mélange de solvants.
En fond de la colonne d'extraction ou du mélangeur-décanteur, de préférence en dessous de la zone de contacteur(s) située à la position la plus basse, on récupère une fraction 7 qui comprend de l’asphalte et une partie du solvant ou mélange de solvants.
Le solvant ou mélange de solvants 6 peut être constitué d’un appoint et/ou d’une partie recyclée lors d’étapes de séparation. Ces appoints permettent avantageusement de compenser les pertes de solvant dans la fraction asphalte 7 et/ou dans la fraction DAO 8, dues aux étapes de séparation.
L’étape c) de désasphaltage comprend une sous étape intégrée de séparation de la fraction 8 comprenant la DAO et du solvant ou du mélange de solvants. Le solvant ou le mélange de solvants récupéré peut être recyclé dans l’étape c) de désasphaltage. Cette sous étape de séparation intégrée permettant de séparer la DAO 8 et le solvant ou le mélange de solvants peut mettre en oeuvre tous les équipements nécessaires connus de l’homme du métier (ballons séparateurs, colonnes de distillation ou de stripage, échangeurs de chaleur, fours, pompes, compresseurs, etc.).
Au moins une partie, et de préférence la totalité, de la DAO 8 est envoyée vers l’étape d) d’extraction des aromatiques. Etape d) d’extraction des aromatiques
Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape d) d’extraction des aromatiques d’au moins une partie de la fraction huile désasphaltée 8 issue de l’étape c) de désasphaltage. Ladite étape permettant l’obtention d’une fraction extrait 13 et une fraction raffinai 10. Avantageusement, une partie de la fraction distillât 22 comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 180 et 350°C issue de l’étape b) de séparation, est également introduite à l’étape d) d’extraction des aromatiques.
De manière optionnelle, une partie de la fraction issue de l’étape b) de séparation et comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 350 et 520°C peut être introduite à l’étape d) d’extraction.
L’étape d’extraction des aromatiques a pour objectif d’extraire au moins en partie les composés aromatiques, par extraction liquide-liquide à l'aide d'un solvant polaire 9 ainsi que les résines contenues dans la fraction DAO 8. De préférence l'extraction des aromatiques est réalisée sur des fractions ayant une température d’ébullition supérieure à 180°C et de préférence supérieure à 350°C, afin d'éviter des pertes de rendement de fractions légères lors de la récupération du solvant après extraction.
Les composés extraits lors de l’étape d) ont préférentiellement un point d'ébullition supérieur au point d'ébullition du solvant, ce qui permet avantageusement de maximiser le rendement lors de la séparation du solvant du raffinât après l'extraction. De plus, la récupération du solvant est également plus efficace et économique.
Comme solvant, on peut utiliser le furfural, la N-méthyl-2-pyrrolidone (NMP), le sulfolane, le diméthylformamide (DMF), le diméthylsulfoxide (DMSO), le phénol, ou un mélange de ces solvants dans des proportions égales ou différentes. De préférence, le solvant est le furfural. Les conditions opératoires sont en général un ratio solvant / charge de l’étape d) de 1/2 à 3/1 , préférentiellement de 1/1 à 2/1 , un profil de température compris entre la température ambiante et 150°C, de préférence entre 50 et 150°C. La pression se situe entre la pression atmosphérique et 2,0 MPa, de préférence entre 0, 1 et 1 ,0 MPa.
L’extraction liquide/liquide peut être réalisée généralement dans un mélangeur-décanteur ou dans une colonne d’extraction fonctionnant à contre-courant. De préférence, l’extraction est réalisée dans une colonne d’extraction.
Le solvant choisi a un point d’ébullition suffisamment élevé afin de pouvoir fluidifier la charge de l’étape d) sans se vaporiser.
Après contact du solvant, avec l’effluent introduit à l’étape d), deux fractions sont obtenues à l’issue de l’étape d), une fraction extrait 13, constitué des parties de la fraction lourde non solubles dans le solvant (et fortement concentrées en aromatiques) et une fraction raffinai 10, constituée du solvant et des parties solubles de la fraction lourde. Le solvant est séparé par distillation des parties solubles et recyclées en interne au procédé d’extraction liquide/liquide. La séparation de l’extrait et du raffinai et la récupération du solvant sont réalisées dans une sous étape de séparation intégrée à l’étape d) d’extraction des aromatiques. Etape e) d’hydrocraquage en lit fixe
Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape e) d’hydrocraquage en lit fixe d’au moins une partie de la fraction 1 1 issue de l’étape b) de séparation et d’au moins une partie de la fraction extrait 13 issue de l’étape d’extraction d) en présence d’un catalyseur d’hydrocraquage.
De l’hydrogène 12 peut également être injecté en amont des différents lits catalytiques composant le(s) réacteur(s) d’hydrocraquage. Parallèlement aux réactions d’hydrocraquage désirées dans cette étape, il se produit également tout type de réaction d’hydrotraitement (HDM, HDS, HDN, etc...). Des réactions d’hydrocraquage conduisant à la formation de distillais atmosphériques ont lieu avec un taux de conversion du distillât sous vide en distillât atmosphérique qui est généralement supérieur à 30%, typiquement entre 30 et 50% pour un hydrocraquage doux et supérieur à 80% pour un hydrocraquage poussé. Des conditions spécifiques, de température notamment, et/ou l’utilisation d’un ou plusieurs catalyseurs spécifiques, permettent de favoriser les réactions d’hydrocraquage désirées. L’étape e) d’hydrocraquage selon l’invention est mise en oeuvre dans des conditions d’hydrocraquage. Elle peut avantageusement être mise en œuvre à une température comprise entre 340 et 480°C, de préférence entre 350 et 430°C et sous une pression absolue comprise entre 5 et 25 MPa, de préférence entre 8 et 20 MPa, de manière préférée entre 10 et 18 MPa. La température est habituellement ajustée en fonction du niveau souhaité d’hydro traitement et de la durée du traitement visée. Le plus souvent, la vitesse spatiale de la charge hydrocarbonée, couramment appelée WH, et qui se définit comme étant le débit volumétrique de la charge divisé par le volume total du catalyseur, peut être comprise dans une gamme allant de 0,1 à 3,0 h 1 , préférentiellement de 0,2 à 2,0 h 1, et plus préférentiellement de 0,25 à 1 ,0 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 et 2000 Nm3/m3, et plus préférentiellement entre 300 et 1500 Nm3/m3. L’étape e) d’hydrocraquage peut être effectuée industriellement dans au moins un réacteur à courant descendant de liquide.
L’étape e) d’hydrocraquage comprend de préférence deux sections catalytiques en série, avec une section catalytique amont d’hydrotraitement de manière à limiter la désactivation de la section catalytique aval d’hydrocraquage. Cette section d’hydrotraitement vise notamment à réduire significativement la teneur en azote de la charge, l’azote étant un inhibiteur de la fonction acide des catalyseurs bi fonctionnels de la section catalytique d’hydrocraquage. L’étape e) d’hydrocraquage peut également comprendre une deuxième section catalytique d’hydrocraquage traitant au moins une coupe lourde issue d’une étape de séparation. Les catalyseurs dans l’étape e) d’hydrocraquage utilisés peuvent être des catalyseurs d’hydrotraitement et d’hydrocraquage.
Les catalyseurs d’hydrotraitement utilisés peuvent être des catalyseurs d’hydrotraitement constitués d’un support de type oxyde inorganique (de préférence une alumine) et d’une phase active comprenant des éléments chimiques issues des groupe VIII (Ni, Co, etc.) et groupe VI (Mo, etc.) de la classification périodique.
Les catalyseurs d’hydrocraquage peuvent être de manière avantageuse des catalyseurs bifonctionnels, ayant une phase hydrogénante afin de pouvoir hydrogéner les aromatiques et réaliser l'équilibre entre les composés saturés et les oléfines correspondantes et une phase acide qui permet de promouvoir les réactions d'hydroisomérisation et d'hydrocraquage. La fonction acide est avantageusement apportée par des supports de grandes surfaces (généralement 100 à 800 m2.g-1) présentant une acidité superficielle, telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées notamment), les combinaisons d'oxydes de bore et d'aluminium, les silice-alumines amorphes et les zéolithes. La fonction hydrogénante est avantageusement apportée soit par un ou plusieurs métaux du groupe VIII de la classification périodique des éléments, tels que le fer, le cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium, le osmium, le iridium et le platine, soit par une association d'au moins un métal du groupe VIB de la classification périodique tels que molybdène et tungstène et au moins un métal non noble du groupe VIII (tels que le nickel et le cobalt). De préférence, le catalyseur bifonctionnel utilisé comprend au moins un métal choisi dans le groupe formé par les métaux des groupes VIII et VIB, pris seuls ou en mélange, et un support comprenant 10 à 90% poids d'une zéolithe et 90 à 10% poids d'oxydes inorganiques. Le métal du groupe VIB utilisé est de préférence choisi parmi le tungstène et le molybdène et le métal du groupe VIII est de préférence choisi parmi le nickel et le cobalt. Selon une autre variante préférée, des catalyseurs monofonctionnels et des catalyseurs bi-fonctionnel de type alumine, silice-alumine amorphe ou zéolitique peuvent être utilisés en mélange ou en couches successives.
De préférence, le volume catalytique mis en œuvre lors de la seconde étape e) d’hydrocraquage est constitué d’au moins 30% de catalyseurs d’hydrocraquage de type bi fonctionnel. De manière optionnelle, une co-charge (non représentée) peut être injectée en amont de n’importe quel lit catalytique de la section d) d’hydrocraquage. Cette co-charge est typiquement un distillât sous vide issu de distillation directe ou issu d’un procédé de conversion, ou une huile désasphaltée.
De préférence, l’étape e) d’hydrocraquage est opérée en mode « maxi naphta », c’est-à-dire qu’elle permet d’obtenir un rendement en composés liquides ayant une température d’ébullition inférieure à 220°C supérieur à 50% en poids de la charge en entrée de l’étape e) d’hydrocraquage.
L’effluent 14 issu de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe est envoyé dans une étape f) de séparation.
Etape f) de séparation de l’effluent d’hydrocraquage en lit fixe
Conformément à l’invention, le procédé comprend en outre une étape f) de séparation de l’effluent 14 issu de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe en au moins une fraction gazeuse 15 et au moins une fraction liquide 16.
Ledit effluent 14 est avantageusement séparé dans au moins un ballon séparateur en au moins une fraction gazeuse 15 et au moins une fraction liquide 16. L’étape de séparation dudit effluent 14 peut être réalisée à l’aide de tous dispositifs de séparation connus de l’homme du métier, tel que 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 et à une ou plusieurs colonnes de distillation. Ces séparateurs peuvent par exemple être des séparateurs haute pression haute température (HPHT) et/ou des séparateurs haute pression basse température (HPBT). La fraction gazeuse 15 obtenue à l’issu de l’étape e) de séparation comprend des gaz, tel que H2,
H2S, N H3, et des hydrocarbures en C1-C4 (tel que le méthane, éthane, propane, butane). Avantageusement, l’hydrogène contenu dans la fraction gazeuse 15 est purifié et recyclé dans l’une quelconque des étapes d’hydrotraitements et/ou d’hydrocraquage en lit fixe. Dans un mode de réalisation particulier, la purification de l’hydrogène contenu dans la fraction gazeuse 15 peut être réalisé simultanément aux traitements des fractions gazeuses issues de la séparation des effluents des étapes a) d’hydrotraitement et e) d’hydrocraquage. La purification de l’hydrogène peut être effectuée par un lavage aux amines, une membrane, un système de type PSA (Pressure Swing Adsorption selon la terminologie anglo-saxonne), ou plusieurs de ces moyens disposés en série. Dans un mode de réalisation préféré, l’étape de séparation f) comprend en outre de la séparation gaz- liquide ou de la succession de dispositifs de séparation, 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 16 comportant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C et optionnellement une fraction liquide comprenant du distillât sous vide comportant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C. Au moins une partie, et de préférence la totalité, de la fraction distillât atmosphérique 16 et optionnellement de la fraction comprenant du distillât sous vide est avantageusement envoyée vers l’étape g) de vapocraquage.
De manière optionnelle, au moins une partie de la fraction type distillât sous vide est recyclée vers l’étape e) d’hydrocraquage, et selon cette variante il peut être nécessaire de réaliser une purge constituée de fractions non converties de type distillât sous vide de manière à déconcentrer les espèces polyaromatiques et à limiter la désactivation du catalyseur d’hydrocraquage de l’étape e).
Afin de limiter la purge et ainsi accroître la conversion globale, il peut être avantageux de réaliser de manière optionnelle cette purge en envoyant au moins une partie de la fraction non convertie de type distillât sous vide en entrée de l’étape c) de désasphaltage de manière à éliminer au moins en partie les espèces polyaromatiques dans la fraction asphalte 7.
Etape g) de vapocraquage
Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape g) de vapocraquage de la fraction raffinai 10 issue de l’étape d) d’extraction et de la fraction liquide 16 issue de l’étape f) de séparation comportant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C , et de préférence une fraction comprenant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C issue de l’étape f) de séparation.
Optionnellement, une partie de la fraction comprenant des composés ayant une température d’ébullition entre 80 de 180°C issue de l’étape b) de séparation peut être introduite à l’étape g) de vapocraquage.
L’étape g) de vapocraquage est avantageusement réalisée dans au moins un four de pyrolyse à une température comprise entre 700 et 900°C, de préférence entre 750 et 850°C, et sous une pression comprise entre 0,05 et 0,3 MPa relatif. Le temps de séjour des hydrocarbures est généralement inférieur ou égale à 1 ,0 seconde (noté s), de préférence compris entre 0,1 et 0,5 s. Avantageusement, de la vapeur d’eau est introduite en amont de l’étape g) de vapocraquage. La quantité d’eau introduite est comprise entre 0,3 et 3,0 kg d’eau par kg d’hydrocarbures en entrée de l’étape g). De préférence, l’étape g) est réalisée dans plusieurs fours de pyrolyse en parallèle de manière à adapter les conditions opératoires aux différents flux alimentant l’étape g) et issus des étapes b), e), f) et h), et aussi à gérer les temps de décokage des tubes. Un four comprend un ou plusieurs tubes disposés en parallèle. Un four peut également désigner un groupe de fours opérant en parallèle. Ainsi un four peut être dédié au craquage de fractions riches en éthane, un autre four dédié aux coupes riches en propane et butane, un autre four dédié aux coupes comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 80 et 180°C, un autre four dédié aux coupes comprenant des composés ayant une température d’ébullition comprise entre 180 et 350°C, et un autre four dédié aux coupes comprenant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C.
Etape h) de séparation de l’effluent de vapocraquage De préférence, le procédé comprend une étape h) de séparation de l’effluent 17 issu de l’étape g) de vapocraquage permettant l’obtention d’au moins une fraction 18 comprenant, de préférence constituée, de l’hydrogène, une fraction 19 comprenant, de préférence constituée, de l’éthylène, une fraction 20 comprenant, de préférence constituée, de propylène et une fraction 21 comprenant, de préférence constituée, et d’huile de pyrolyse. Optionnellement, l’étape h) de séparation permet de récupérer également une fraction comprenant, de préférence constituée, de butènes et une fraction comprenant, de préférence constituée, d’essence de pyrolyse.
De préférence, les coupes riches en composés saturés issus des gaz légers ou de l’essence de pyrolyse issu de l’étape h) de séparation peuvent être recyclés vers l’étape g) de vapocraquage, notamment l’éthane et le propane, de manière à accroître le rendement en éthylène et en propylène. La fraction huile de pyrolyse 21 peut optionnellement être soumise à une étape additionnelle de séparation de manière à obtenir plusieurs fractions, par exemple une huile de pyrolyse légère comprenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350 °C et une huile de pyrolyse lourde comprenant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C. L’huile de pyrolyse légère peut avantageusement être injectée en amont de l’étape d) d’hydrocraquage. L’huile de pyrolyse lourde peut avantageusement être injectée en amont de l’étape a) d’hydrotraitement et/ou de l’étape c) de désasphaltage. Avantageusement, la séparation de la fraction 21 en deux fractions et leurs recyclages dans l’une des étapes a), c), ou e) du procédé permettant de maximiser la formation d’oléfines à partir de charges hydrocarbonées lourdes. Exemples
Les exemples ci-dessous illustrent des mises en oeuvre particulier du procédé selon l’invention sans en limiter la portée.
La charge hydrocarbonée lourde 1 traitée dans le procédé est un résidu atmosphérique provenant du Moyen-Orient et ayant les propriétés indiquées dans le tableau 1.
Figure imgf000029_0001
Tableau 1 : propriétés de la charge
Figure imgf000029_0002
Tableau 2 : conditions de l’étape a) d’hydrotraitement
La charge est soumis à une étape a) d’hydrotraitement en lit fixe dans les conditions indiquées tableau 2. L’effluent 3 issu de l’étape d’hydrotraitement est soumis à une étape b) de séparation comportant des ballons séparateurs ainsi qu’une colonne de distillation atmosphérique et une colonne de distillation sous vide. Les rendements des différentes fractions obtenues après séparation sont indiqués dans le tableau 3 (% masse par rapport à la charge en amont de l’étape d’hydrotraitement noté % m/m) :
Figure imgf000030_0001
Tableau 3 : rendements de l’étape a) d’hydro traitement après séparation à l’étape b)
La fraction 5 (520°C+) de type résidu sous vide est envoyée vers une étape c) de désasphaltage réalisée dans une colonne d’extraction fonctionnant en continu dont les conditions sont présentées tableau 4:
Figure imgf000030_0002
Tableau 4 : conditions de l’étape c) de désasphaltage A l’issue de l’étape c) de désasphaltage, une fraction DAO 8 est obtenue avec un rendement de 91 ,5% et une fraction pitch est obtenue avec un rendement de 8,5% ; ces rendements sont rapportés à la charge de l’étape de désasphaltage correspondant à la fraction 5 (520°C+) issue de l’étape b) de séparation de l’effluent de l’étape a) d’hydrotraitement). La fraction DAO 8 issue de l’étape c) de désasphaltage et la fraction 22 (PI-350°C) issue de l’étape de séparation b) sont envoyées vers une étape d) d’extraction des aromatiques réalisée dans un mélangeur décanteur dont les conditions sont présentées tableau 5 :
Figure imgf000031_0001
Tableau 5 : conditions de l’étape d) d’extraction
A l’issue de l’étape d’extraction des aromatiques, une fraction raffinai 10 appauvrie en aromatiques est obtenue avec un rendement de 44,4% et une fraction extrait 13 enrichie en aromatiques est obtenue avec un rendement de 55,6% ; ces rendements sont rapportés à la charge totale (fraction 8 + fraction 22) introduite à l’étape d) d’extraction des aromatiques.
La fraction 1 1 (350-520°C) de type distillât sous vide issue de l’étape b) de séparation de l’effluent de l’étape a) d’hydrotraitement et la fraction extrait 13 issue de l’étape d’extraction des aromatiques sont envoyées vers une étape e) d’hydrocraquage en lit fixe réalisée dans les conditions présentées tableau 6 :
Figure imgf000032_0001
Tableau 6 : conditions de l’étape e) d’hydrocraquage
L’effluent 14 issus de l’étape d’hydrocraquage est soumis à une étape f) de séparation comportant des ballons séparateurs ainsi qu’une colonne de distillation atmosphérique. Les rendements des différentes fractions obtenues après séparation sont indiqués dans le tableau 7 (% masse par rapport à la charge en amont de l’étape d’hydrotraitement noté % m/m) :
Figure imgf000032_0002
Tableau 7 : rendements de l’étape e) d’hydrocraquage après séparation à l’étape f).
Les fractions liquides PI-220°C, 220-350°C et 350°C+ issues de l’étape de séparation de l’effluent de l’étape d’hydrocraquage et la fraction raffinai 10 issue de l’étape d) d’extraction des aromatiques sont envoyées vers une étape g) de vapocraquage où chacune des fraction liquides est craquée dans des conditions différentes (tableau 8).
Figure imgf000033_0001
Tableau 8 : conditions de l’étape g) de vapocraquage
Les effluents des différents fours de vapocraquage sont soumis à une étape h) de séparation permettant de recycler les composés saturés et d’obtenir les rendements indiqués dans la tableau 9 (% masse par rapport à la charge totale en amont de l’étape de vapocraquage).
Figure imgf000033_0002
Tableau 9 : rendements de l’étape g) de vapocraquage après séparation à l’étape h) Le tableau 9 présente les rendements en produits de vapocraquage. Par rapport à la charge de type résidu atmosphérique introduite à l’étape a) d’hydrotraitement, le procédé selon l’invention permet d’atteindre des rendements massiques en éthylène et en propylène de 31 ,8 % et 17,3 % respectivement. De plus, l’enchaînement spécifiques d’étapes en amont de l’étape de vapocraquage permet de limiter la formation de coke.

Claims

REVENDICATIONS
1. Procédé de production d’oléfines à partir d’une charge (1) hydrocarbonée ayant une teneur en soufre d'au moins 0, 1 % poids, une température initiale d'ébullition d'au moins 180°C et une température finale d'ébullition d'au moins 600°C, ledit procédé comprenant les étapes suivantes : a) une étape d’hydrotraitement réalisée dans un réacteur en lit fixe dans lequel ladite charge hydrocarbonée lourde (1) en présence d’hydrogène est mise en contact d’un catalyseur d’hydrotraitement, ladite étape permettant l’obtention d’un effluent (3) ; b) une étape de séparation de l’effluent (3) issu de l’étape a) d’hydrotraitement en une fraction gazeuse (4), une fraction (1 1) comprenant des composés ayant une température d’ébullition compris entre 350 et 520°C et une fraction liquide résidu sous vide (5) comprenant des composés ayant une température d’ébullition d’au moins 520°C, c) une étape de désasphaltage par extraction liquide-liquide de la fraction résidu sous vide (5) issue de l’étape b) de séparation, ladite étape c) étant mise en oeuvre au moyen d’un solvant (6) ou d’un mélange de solvants permettant d’obtenir d’une part une fraction (7) comprenant de l’asphalte, et d’autre part une fraction huile désasphaltée (8), d) une étape d’extraction des aromatiques d’au moins une partie de la fraction huile désasphaltée (8) issue de l’étape c) de désasphaltage, permettant l’obtention d’une fraction extrait (13) et une fraction raffinai (10), e) une étape e) d’hydrocraquage en lit fixe d’au moins une partie de la fraction (1 1) issue de l’étape b) de séparation et d’au moins une partie de la fraction extrait (13) issue de l’étape d’extraction d) en présence d’un catalyseur d’hydrocraquage, permettant l’obtention d’un effluent (14), f) une étape de séparation de l’effluent (14) issu de l’étape e) d’hydrocraquage en lit fixe en au moins une fraction gazeuse (15) et au moins une fraction liquide (16), g) une étape de vapocraquage de la fraction raffinai (10) issue de l’étape d) d’extraction et de la fraction liquide (16) issue de l’étape f) de séparation comportant des composés à une température d’ébullition de moins de inférieure à 350°C, permettant l’obtention d’un effluent (17), h) une étape de séparation de l’effluent (17) issu de l’étape g) de vapocraquage permettant l’obtention d’au moins une fraction (18) comprenant de l’hydrogène, d’une fraction (19) comprenant de l’éthylène, d’une fraction (20) comprenant du propylène et d’une fraction (21) comprenant de l’huile de pyrolyse.
2. Procédé selon la revendication 1 dans lequel l’étape b) de séparation comprend une distillation sous vide permettant l’obtention d’au moins une fraction distillât sous vide (1 1) et au moins une fraction résidu sous vide (5).
3. Procédé selon la revendication 2 dans lequel l’étape b) de séparation comprend en amont de la distillation sous vide, une distillation atmosphérique permettant l’obtention d’au moins une fraction distillât atmosphérique (22) et au moins une fraction résidu atmosphérique, ladite fraction résidu atmosphérique étant envoyé dans ladite distillation sous vide permettant l’obtention d’au moins une fraction distillât sous vide (1 1) et au moins une fraction résidu sous vide (5).
4. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes dans lequel la totalité de la fraction résidu (5) issue de l’étape b) est envoyée à l’étape c) de désasphaltage.
5. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes dans lequel le solvant (6) utilisé à l’étape c) est un solvant apolaire composé à au moins 80% en volume d'hydrocarbure(s) saturé(s) comprenant un nombre de carbone compris entre 3 et 7.
6. Procédé selon la revendication 3 dans lequel une partie d’une fraction distillât (22) issue de l’étape b) de séparation, est introduite à l’étape d) d’extraction des aromatiques.
7. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes dans lequel l’étape d) d’extraction des aromatiques est réalisée sur des fractions ayant une température d’ébullition supérieure à 180°C.
8. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes dans lequel les composés extraits lors de l’étape d) ont un point d'ébullition supérieur au point d'ébullition du solvant (6) utilisé.
9. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes dans lequel l’étape e) d’hydrocraquage est opérée de manière à obtenir un rendement en composés liquides ayant une température d’ébullition inférieure à 220°C supérieur à 50% en poids de la charge en entrée de l’étape e) d’hydrocraquage.
10. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes dans lequel l’étape de séparation f) comprend au moins une distillation atmosphérique permettant l’obtention d’au moins une fraction distillât atmosphérique (16) comportant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C et une fraction liquide comprenant du distillât sous vide comportant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C.
1 1. Procédé selon la revendication 10 dans lequel la fraction distillât atmosphérique (16) et la fraction comprenant du distillât sous vide sont envoyées vers l’étape g) de vapocraquage.
12. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes dans lequel une partie d’une fraction comprenant des composés ayant une température d’ébullition entre 80 de 180°C issue de l’étape b) de séparation est introduite à l’étape g) de vapocraquage.
13. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes dans lequel l’étape g) de vapocraquage est réalisée dans au moins un four de pyrolyse à une température comprise entre 700 et 900°C, sous une pression comprise entre 0,05 et 0,3 MPa durant un temps de séjour inférieur ou égal à 1 ,0 seconde.
14. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes dans lequel les coupes riches en composés saturés issus des gaz légers ou de l’essence de pyrolyse issu de l’étape h) de séparation peuvent être recyclées vers l’étape g) de vapocraquage.
15. Procédé selon l’une quelconques des revendications précédentes dans lequel la fraction huile de pyrolyse (21) est soumise à une étape additionnelle de séparation de manière à obtenir une huile de pyrolyse légère comprenant des composés ayant une température d’ébullition inférieure à 350°C et une huile de pyrolyse lourde comprenant des composés ayant une température d’ébullition supérieure à 350°C, ladite huile de pyrolyse légère est injectée en amont de l’étape e) d’hydrocraquage, et ladite huile de pyrolyse lourde est injectée en amont de l’étape a) d’hydrotraitement et/ou de l’étape c) de désasphaltage.
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