WO2023186519A1 - Procédé d'extraction liquide-liquide des aromatiques avec recyclages de l'extrait - Google Patents

Procédé d'extraction liquide-liquide des aromatiques avec recyclages de l'extrait Download PDF

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WO2023186519A1
WO2023186519A1 PCT/EP2023/056439 EP2023056439W WO2023186519A1 WO 2023186519 A1 WO2023186519 A1 WO 2023186519A1 EP 2023056439 W EP2023056439 W EP 2023056439W WO 2023186519 A1 WO2023186519 A1 WO 2023186519A1
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WO
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liquid
extract
solvent
flow
water
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Application number
PCT/EP2023/056439
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Pierre-Alain Breuil
Sophie COUDERC
Rejane Dastillung
Jeremy Gazarian
Original Assignee
IFP Energies Nouvelles
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    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
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    • C10G21/00—Refining of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by extraction with selective solvents
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D11/00—Solvent extraction
    • B01D11/04—Solvent extraction of solutions which are liquid
    • B01D11/0488—Flow sheets
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/10—Purification; Separation; Use of additives by extraction, i.e. purification or separation of liquid hydrocarbons with the aid of liquids
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    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/30—Aromatics

Definitions

  • the field of the invention relates to the separation of aromatic compounds, such as benzene, toluene, xylenes (BTX), but also aromatic compounds with 9, 10 or 11 carbon atoms (A9, A10, A11), for petrochemicals coming from a feed comprising a mixture of aromatic and non-aromatic compounds, such as a gasoline feed.
  • aromatic compounds such as benzene, toluene, xylenes (BTX)
  • aromatic compounds with 9, 10 or 11 carbon atoms A9, A10, A11
  • the BTX aromatics extraction process comprises three main operations which are extraction, purification of aromatics and regeneration of the solvent .
  • the prior art relates to the aromatics extraction process comprising a liquid-liquid aromatics extraction column, an extractive distillation column and a solvent regeneration column.
  • the feed comprising a mixture of aromatics and non-aromatics is sent to the middle of the extraction column, the solvent is sent to the top of the column and the extraction is carried out by contacting the feed and the solvent on the upper section of the extraction column.
  • the solvent loaded with aromatics enters a so-called backwash zone where said solvent is contacted with a recycling of light aromatic/non-aromatic mixture coming from the head of the extractive distillation column allowing the partial purification of aromatics to produce an extract.
  • the extract is sent to an extractive distillation column for purification using a reboiling rate set so that the aromatics at the bottom of the column are at predetermined non-aromatic content specifications.
  • the purified extract is sent to a regeneration column by azeotropic distillation to separate the aromatics from the solvent.
  • a first object of the present description is to propose a process for separating a hydrocarbon feedstock for the production of aromatics with improved yield, in particular compatible with injection into an aromatic complex.
  • a process for separating aromatic compounds from a charge comprising a mixture of aromatic and non-aromatic compounds comprising the following steps:
  • the solvent flow 2 feeds the head of the upper part Z1 of the liquid-liquid extractor T1
  • the first fraction feeds said upper part at a point arranged at a position between 0.05* L1 and 0.95x
  • the first fraction feeds said upper part below the point of supply of the solvent flow.
  • the second fraction feeds said lower part at a point arranged at a position between 0x
  • the mass ratio of the first fraction to the second fraction is between 0.01 and 0.99, preferably between 0.1 and 0.95, preferably between 0.15 and 0, 85 and preferably between 0.2 and 0.8.
  • the mass ratio of the solvent to the filler is between 0.1 and 50, preferably between 0.5 and 20, preferably between 1 and 9, preferably between 3 and 8.
  • the mass ratio of the extract recycling to the charge is between 0.05 and 10, preferably between 0.1 and 8, preferably between 0.2 and 5, preferably between 0 ,3 and 2.
  • the filler contains aromatic and non-aromatic compounds comprising from 6 to 11 carbon atoms.
  • the liquid-liquid extractor is operated under at least one of the following operating conditions: a pressure between 0.05 MPa and 3 MPa, preferably between 0.1 MPa and 2 MPa, preferably between 0.2 MPa and 1.5 MPa, preferably between 0.3 MPa and 1 MPa; a temperature between 10°C and 150°C, preferably between 15°C and 130°C, preferably between 30°C and 120°C, preferably between 40°C and 110°C.
  • the method comprises the following steps:
  • the method comprises at least one of the following steps:
  • a flow of solvent comprising a solvent chosen from the list consisting of ethylene glycol, diethylene glycol, triethylene glycol, hexamethylphosphoramide, propylene carbonate, ethylene carbonate, sulfolane, 3-methylsulfolane, N-methylacetamide, N,N-dimethylacetamide, butyrolactone, 1-methylpyrrolidone, dimethylsulfoxide, caprolactam, N-methylformamide, pyrrolidine-2-one, furfural, 1 ,1,3,3-tetramethylurea and a mixture thereof;
  • solvent chosen from the list consisting of ethylene glycol, diethylene glycol, triethylene glycol, hexamethylphosphoramide, propylene carbonate, ethylene carbonate, sulfolane, 3-methylsulfolane, N-methylacetamide, N,N-dimethylacetamide, butyrolactone, 1-methylpyrrolidone, dimethylsulfoxide, caprolactam, N-
  • the method comprises at least one of the following steps:
  • liquid-liquid extractor with a flow of solvent chosen from ethylene glycol, diethylene glycol, triethylene glycol, hexamethylphosphoramide, propylene carbonate, ethylene carbonate, sulfolane, 3-methylsulfolane, the N- methylacetamide, N,N-dimethylacetamide, butyrolactone, 1-methylpyrrolidone, dimethylsulfoxide, caprolactam, N-methylformamide, pyrrolidine-2-one, furfural, 1,1,3,3-tetramethylurea and a mixture of these;
  • solvent chosen from ethylene glycol, diethylene glycol, triethylene glycol, hexamethylphosphoramide, propylene carbonate, ethylene carbonate, sulfolane, 3-methylsulfolane, the N- methylacetamide, N,N-dimethylacetamide, butyrolactone, 1-methylpyrrolidone, dimethylsulfoxide, caprolactam, N-methylformamide, pyr
  • the method comprises at least one of the following steps:
  • a device for separating aromatic compounds from a charge comprising a mixture of aromatic and non-aromatic compounds comprising a liquid extractor- liquid adapted to extract aromatics from the feed with a flow of solvent and produce at least one extract concentrated in aromatic compounds relative to the feed, and a raffinate concentrated in non-aromatic compounds relative to the composition of the feed, the liquid-liquid extractor comprising:
  • Figure 1 schematically shows a separation process according to the invention.
  • Figure 2 schematically shows the operating principle of the liquid-liquid extractor according to the invention.
  • Figure 3 schematically shows a separation process according to the prior art.
  • the term “comprising” is synonymous with (means the same as) "include” and “contain”, and is inclusive or open and does not exclude other elements not recited. It is understood that the term “understand” includes the exclusive and closed term “consist”.
  • the term “based on” is synonymous with “comprises at least 50% by weight of”.
  • the terms “essentially” or “substantially” correspond to an approximation of ⁇ 5%, preferably ⁇ 1%, most preferably ⁇ 0.5%.
  • an effluent essentially comprising or consisting of compounds A corresponds to an effluent comprising at least 95% by weight of compounds A.
  • the term “stream concentrated in a compound” corresponds for example to a stream comprising at least 95% by weight of compounds A. least 80% by weight, preferably at least 90% by weight, most preferably at least 95% by weight of said compound.
  • the present invention relates to the separation of aromatic compounds, and in particular BTX, but also aromatic compounds with 9 or 10 or even 11 carbon atoms (A9, A10, A11), for petrochemicals, coming for example from a gasoline feed, such as catalytic cracking gasoline. It relates in particular to a method and an improved device for separating aromatic compounds of 6 to 11 carbon atoms from a feed comprising a mixture of aromatic and non-aromatic compounds, such as a gasoline feed.
  • the process according to the invention makes it possible to treat the feedstock 1 with a flow of solvent 2 in a liquid-liquid extractor T1 to produce a concentrated flow (ie enriched) in non-aromatic compounds (raffinate 3 ) and a stream concentrated in aromatic compounds (extract 4), process in which both an upper part Z1 and a lower part Z2 of the liquid-liquid extractor T1 are fed by recycling of extract 5.
  • the process/device for separating aromatics according to the invention makes it possible to obtain an improved aromatic recovery yield while guaranteeing high purity, particularly in BTX.
  • the raffinate 3 (optionally washed) can be sent to a thermal cracking stage/unit or to a catalytic reforming stage/unit for example in order to increase the production of aromatics.
  • the separation process according to the invention makes it possible to treat a feedstock 1 comprising a mixture of aromatic and non-aromatic compounds.
  • charge 1 is hydrotreated and/or hydrogenated.
  • the feedstock 1 is an optionally hydrotreated and/or hydrogenated gasoline feedstock.
  • charge 1 is a C5+ cut, i.e. containing compounds with 5 carbon atoms and more. According to one or more embodiments, charge 1 is a C5-C10 or C5-C11 cut, i.e. containing compounds comprising from 5 to 10 or from 5 to 11 carbon atoms. According to one or more embodiments, charge 1 is a C6-C10 or C6-C11 cut, i.e. containing compounds comprising from 6 to 10 or from 6 to 11 carbon atoms.
  • the filler 1 comprises at least 20% by weight, preferably at least 30% by weight, very preferably at least 40% by weight, (e.g. at least 50% by weight) of aromatic compounds of 6 to 11 atoms of carbon, compared to the total weight of the load.
  • the filler 1 comprises at least 20% by weight, preferably at least 30% by weight, most preferably at least 40% by weight, (e.g. at least 50% by weight) of mono-aromatic compounds from 6 to 11 carbon atoms, relative to the total weight of the charge.
  • the aromatic compounds of charge 1 are mono-aromatic compounds at least 95% by weight, preferably at least 98% by weight, most preferably at least 99% by weight.
  • the charge 1 comprises less than 50 ppm by weight of sulfur, preferably less than 10 ppm by weight of sulfur, and very preferably less than 1 ppm by weight of sulfur.
  • the charge 1 comprises less than 100 ppm by weight of nitrogen, preferably less than 10 ppm by weight of nitrogen, and very preferably less than 1 ppm by weight of nitrogen.
  • the filler 1 comprises less than 0.1% by weight of diolefins, preferably less than 0.05% by weight of diolefins, and very preferably less than 0.01% by weight of diolefins.
  • the feedstock 1 comprises less than 0.1% by weight of olefins, preferably less than 0.05% by weight of olefins, and very preferably less than 0.01% by weight of olefins. .
  • the filler 1 has a content less than or equal to 5000 ppm by weight, preferably less than or equal to 4500 ppm by weight, and very preferably less than or equal to 3000 ppm by weight, in compounds having a temperature of boiling above 217°C, such as naphthalene.
  • charge 1 is free of the following compounds: H2, H2S, light gas such as ethane, propane and butane. According to one embodiment of the invention, the elimination of these compounds in charge 1 is carried out in a fractionation column.
  • said charge 1 is at least partly a gasoline cut from a fluidized bed catalytic cracking unit (FCC unit for “Fluid Catalytic Cracking” according to Anglo-Saxon terminology), the gasoline cut preferably having been selectively hydrogenated to transform diolefins into olefins, then fractionated to obtain a C5-C10, C5-C11, C6-C10 or C6-C11 cut, then hydrogenated to saturate the olefin compounds.
  • charge 1 comes from the hydrogenation of a pyrolysis gasoline (PyGas according to Anglo-Saxon terminology) mixed with a gasoline cut from an FCC unit.
  • the extraction of aromatics in the present invention makes it possible to treat the feedstock 1 in order to recover, on the one hand a concentrated flow of non-aromatic compounds called raffinate 3 and on the other hand a concentrated flow of aromatics called extract 4, relative to to the composition of charge 1.
  • the extraction of aromatics is a liquid-liquid extraction of aromatics.
  • the liquid-liquid extraction of aromatics comprises the following steps:
  • Liquid-liquid extraction allows the separation of aromatics from non-aromatic compounds, such as paraffins and naphthenes, from charge 1.
  • the load supply 1 is substantially at an intermediate point in the liquid-liquid extractor T1 (e.g. in the middle of the extractor).
  • the intermediate point is a point located between the head and the bottom of the liquid-liquid extractor T1.
  • the intermediate point corresponds to a point arranged at a position between 0.1 *L and 0.9xL, more preferably between 0.2xL and 0.8xL, such as between 0.3xL and 0.7xL or between 0.4xL and 0.6xL, L being the length (from) the head (to) the bottom of the liquid-liquid extractor T 1.
  • the liquid-liquid extractor T1 can therefore be divided into two parts.
  • the upper part Z1 (compared to the intermediate feed point 1) makes it possible to control the yield of aromatics by liquid-liquid extraction (in particular with solvent).
  • the lower part Z2 of the liquid-liquid extractor T1 allows a first purification of aromatics, in particular by means of an extract recycling flow 5.
  • the solvent flow 2 feeds the upper part Z1 of the liquid-liquid extractor T1. According to one or more embodiments, the flow of solvent 2 supplies the head of the upper part Z1 of the liquid-liquid extractor T 1.
  • the solvent comprises a compound chosen from ethylene glycol, diethylene glycol, triethylene glycol, hexamethylphosphoramide, propylene carbonate, ethylene carbonate, sulfolane, 3-methylsulfolane, N-methylacetamide, N,N-dimethylacetamide, butyrolactone, 1-methylpyrrolidone, dimethylsulfoxide, caprolactam, N-methylformamide, pyrrolidine-2-one, furfural, 1,1,3,3-tetramethylurea and a mixture thereof.
  • the solvent comprises or consists of sulfolane.
  • the solvent consists of at least 80% by weight (eg at least 90% by weight), preferably at least 95% by weight (eg at least 99% by weight), in sulfolane, relative to the total weight of the solvent.
  • the solvent further comprises an antisolvent, such as water.
  • the anti-solvent comprises or consists of water.
  • the solvent comprises between 0.01% by weight and 5% by weight, preferably between 0.1% by weight and 3% by weight (eg between 0.5% by weight and 2% by weight) of anti- solvent, such as water, relative to the total weight of the solvent.
  • the solvent comprises, or consists of, sulfolane and water.
  • a first fraction 51 for recycling extract 5, for example from the stripping section of extract T3, supplies the upper part Z1 of the liquid-liquid extractor, i.e. above the point d supply of the load 1.
  • the first fraction 51 feeds said upper part Z1 preferably below the point of supply of the solvent flow 2 in the upper part Z1 of the liquid-liquid extractor T1.
  • the first fraction 51 feeds said upper part Z1 at a point arranged at a position between 0.05x
  • _1 corresponds to the position of the head of the liquid-liquid extractor T 1.
  • the first fraction 51 feeds said upper part Z1 at a point arranged at a position between 0.05x
  • the high position of the first fraction in the liquid-liquid extractor allows a gain in aromatic extraction yields.
  • a second fraction 52 for recycling extract 5 feeds the lower part Z2 of the liquid-liquid extractor T 1, i.e. below the feed point of the load 1.
  • the second fraction 52 supplies said lower part Z2 at a point arranged at a position between 0x
  • the second fraction 52 feeds the bottom of the lower part Z2 of the liquid-liquid extractor T1.
  • 0*L2 corresponds to the position of the bottom of the liquid-liquid extractor T 1.
  • the mass ratio of the first fraction 51 of the extract recycling 5 supplying the upper part Z1 to the second fraction 52 of the extract recycling 5 supplying the lower part Z2 is between 0.01 and 0.99, preferably between 0.1 and 0.95 and preferably between 0.15 and 0.85 and preferably between 0.2 and 0.8.
  • the liquid-liquid extractor T1 makes it possible to separate a raffinate 3 depleted in aromatic compounds relative to charge 1 and an extract 4 concentrated in aromatic compounds relative to charge 1.
  • the raffinate 3 leaves the top of the liquid-liquid extractor T1 and is optionally sent to the water washing tower T2.
  • the extract 4 leaves the bottom of the liquid-liquid extractor T1 and is sent to the stripping section of the extract T3, preferably with heat exchange with the solvent flow 2 (not shown in Figure 2 for the sake of simplification).
  • the liquid-liquid extractor T1 operates adiabatically.
  • the mass ratio of solvent 2 to charge 1 is between 0.1 and 50, preferably between 0.5 and 20, preferably between 1 and 9, preferably between 3 and 8, such as 5 ⁇ 1 or 6 ⁇ 1.
  • the mass ratio of the recycling of extract 5 to the charge 1 is between 0.05 and 10, preferably between 0.1 and 8, preferably between 0.2 and 5, preferably between 0.3 and 2, such as 0.9 ⁇ 0.2.
  • the liquid-liquid extractor T1 is operated at a pressure of between 0.05 MPa and 3 MPa (0.5 and 30 bara), preferably between 0.1 MPa and 2 MPa (1 and 20 bara), preferably between 0.2 MPa and 1.5 MPa (2 and 15 bara), preferably between 0.3 MPa and 1 MPa (3 and 10 bara), such as at 0.65 ⁇ 0, 2 MPa (6.5 +/- 2 bara), for example when the solvent includes sulfolane.
  • the extractor is operated at a temperature between 10°C and 150°C, preferably between 15°C and 130°C, preferably between 30°C and 120°C, preferably between 40°C and 110°C, such as 70 ⁇ 2°C, for example when the solvent comprises sulfolane.
  • the raffinate 3 is cooled before entering tower T2.
  • the raffinate 3 enters the bottom of said tower T2, water 6 is introduced to the top of said tower, the non-aromatic flow 7 (raffinate 3 washed and thus depleted in solvent) exits at the top of said tower, and the washing water 8 (concentrated/enriched in solvent) exits at the bottom of said tower.
  • the non-aromatic stream 7 comprises less than 100 ppm by weight, preferably less than 10 ppm by weight, very preferably less than 1 ppm by weight of solvent.
  • the washing water 8 is sent to the water stripping section (not shown).
  • the non-aromatic stream 7 comprises less than 25% by weight, preferably at least 20% by weight, very preferably less than 17% by weight of aromatic compounds, relative to the total weight of the non-aromatic stream 7.
  • the non-aromatic flow 7 can be sent to a thermal cracking stage/unit or to a catalytic reforming stage/unit for example in order to increase the production of aromatics.
  • Stripping extract 4 allows the elimination of non-aromatic compounds still present in extract 4.
  • Extract 4 loaded with aromatic compounds and solvent is preferably introduced at the top of the stripping section of extract T3 .
  • the purity of extract 4 is improved because the residual non-aromatic compounds entrained with the aromatic compounds (less soluble in the solvent) are extracted in the form of gas flow 9 at the top of the extract.
  • the gas flow 9 is combined with water, such as the water recovered at the head of the water stripping section (not shown).
  • Phase separation in the decanter condenser CD3 allows the recycling of the hydrocarbon phase to the liquid-liquid extractor T1 as extract recycle stream 5 and the aqueous phase 10 is optionally combined with the wash water 8 and sent to the water stripping section (not shown).
  • the purified extract 12 from the extract stripping section T3 can be sent to the aromatics recovery tower T6 to separate the aromatics from the solvent (in particular sulfolane) which can be recycled to the liquid-liquid extractor T1 .
  • the extract recycling comprises between 50 and 95% by weight, preferably between 60 and 90% by weight (eg 70-90% by weight), of non-aromatic compounds (compounds caused by the aromatic compounds of the extract).
  • the extract recycling comprises at least 70% by weight, preferably at least 80% by weight, most preferably at least 90% by weight of compounds with 7 carbon atoms or less.
  • the stripping of extract 4 is preferably carried out at low pressure or even under vacuum in order to improve the elimination of non-aromatics from the solvent (in particular sulfolane).
  • the stripping section of the T3 extract is operated at a head pressure of between 0.001 MPa and 2 MPa (0.01 and 20 bara), preferably between 0.005 MPa and 1 MPa (0 .05 and 10 bara), preferably between 0.01 MPa and 0.8 MPa (0.1 and 8 bara), preferably between 0.03 MPa and 0.5 MPa (0.3 and 5 bara), such than 0.1 ⁇ 0.05 MPa, for example when the solvent comprises sulfolane.
  • the stripping section of the T3 extract is operated at a background temperature of between 50°C and 300°C, preferably between 100°C and 250°C, preferably between 130°C. C and 200°C, preferably between 145°C and 195°C, such as 180 ⁇ 5°C, for example when the solvent comprises sulfolane.
  • Stripping the washing water 8 and possibly the aqueous phase 10 makes it possible to eliminate the dissolved hydrocarbons (mainly non-aromatic) from the water coming from the head of the stripping section of the extract T3 and optionally from the water washing tower T2.
  • dissolved hydrocarbons mainly non-aromatic
  • At least part of the water obtained at the outlet of the water stripping section is sent to the aromatics recovery tower T6, in order to increase the quantity of stripping steam sent at the bottom of the aromatics recovery tower T6.
  • the aromatics recovery tower T6 separates the purified extract 12 from the bottom of the extract stripping section T3 into an aromatic flow 13 and the solvent flow 2.
  • the aromatics recovery tower T6 operates under vacuum, especially when the solvent includes sulfolane.
  • vacuum operation makes it possible to avoid an excessive background temperature, which could lead to decomposition of the solvent.
  • water vapor 11, optionally associated with solvent (regenerated) is injected into the bottom of the aromatics recovery tower T6, to improve the extraction of aromatics from the solvent (in particular from the sulfolane).
  • the tower head vapors (essentially comprising aromatic compounds and optionally water) can be condensed and optionally decanted in a CD6 decanter condenser.
  • part of the condensed overhead aromatic vapors is used for the reflux of the aromatics recovery tower T6, the remainder, constituting the aromatic stream 13, is left from the process and preferably sent to an aromatic complex ( unit for separation and production of aromatic compounds, and in particular BTX).
  • Part of the settled water 14 in the settling condenser CD6 can optionally be sent to the water washing tower T2 and the rest is recycled to the water stripping section.
  • the flow coming from the bottom of the aromatics recovery tower T6 is composed of regenerated solvent which can be sent to the liquid-liquid extractor T 1, and optionally to the extract stripping section T3 and/or to the section regeneration of the solvent (not shown).
  • the aromatics recovery tower T6 is operated at a head pressure of between 0.001 MPa and 2 MPa (0.01 and 20 bara), preferably between 0.005 MPa and 1 MPa (0.05 and 10 bara), preferably between 0.01 MPa and 0.5 MPa (0.1 and 5 bara), preferably between 0.015 MPa and 0.2 MPa (0.15 and 2 bara), such as 0.06 ⁇ 0.04 MPa, for example when the solvent includes sulfolane.
  • the aromatics recovery tower T6 is operated at a background temperature of between 50°C and 300°C, preferably between 100°C and 250°C, preferably between 120°C and 200°C, preferably between 130°C and 195°C, such as 170 ⁇ 25°C, for example when the solvent comprises sulfolane.
  • the aromatic stream 13 comprises at least 95% by weight, preferably at least 99% by weight, very preferably at least 99.5% by weight, (e.g. at least 99.5% by weight) of aromatic compounds, relative to the total weight of the aromatic flow 13.
  • a comparative example of a process for the separation of aromatics from a gasoline cut from catalytic cracking technologies is as follows.
  • Table 1 Load 1 feeds the liquid-liquid extractor T1 of the aromatics extraction unit.
  • a solvent stream 2 comprising 99.1% by weight of sulfolane is added at the top and an extract recycling stream 5 is added at the bottom of the liquid-liquid extractor T1, as shown in Figure 3.
  • a mass ratio [ solvent flow 2]/[load 1] of 8, and a mass ratio [extract recycling flow 5]/[load 1] of 0.5 are engaged at the level of the liquid-liquid extractor T1 which is operated at a pressure between 0.4 MPa and 0.8 MPa and at a temperature of 70°C.
  • the raffinate 3 is extracted at the head of the liquid-liquid extractor T1 then sent to the optional water washing tower T2 to remove the little sulfolane solvent which is entrained in the raffinate 3.
  • the washing water 8 is composed essentially of water and sulfolane, the non-aromatic stream 7 is composed of raffinate free of solvent.
  • optional water stripping and solvent regeneration sections are not shown in Figure 3. Said optional water stripping and solvent regeneration sections make it possible to treat the water flows used in the process of separating and purifying sulfolane.
  • the extract 4 of the liquid-liquid extractor T1 feeds the stripping section of the extract T3 which makes it possible to eliminate the non-aromatics entrained with the solvent and the aromatics and create the recycling flow of extract 5 sufficient to return to the liquid-liquid extractor T1.
  • the gas flow 9 at the head of the extract stripping section T3 is sent to the decanter condenser CD3 in order to eliminate the aqueous phase 10.
  • the T3 extract stripping section includes a stripping column operated at a bottom temperature of 180°C.
  • the purified extract 12 at the bottom of the stripping section of the extract T3 containing essentially the solvent and aromatics is sent to the aromatics recovery tower T6, which makes it possible to recover at the bottom the solvent recycled to the liquid extractor.
  • liquid T1 as solvent flow 2 and to recover an overhead flow which is sent to the decanter condenser CD6 which makes it possible to draw off decanted water 14 and aromatic flow 13.
  • the aromatics recovery tower T6 operates by sending of water vapor 11 at the bottom of the column.
  • the T6 aromatics recovery tower is operated at a bottom temperature of 180°C.
  • Table 2 presents the mass compositions of the outgoing flows from the reference separation process.
  • Table 3 presents the mass distribution of the flows of the reference separation process at the inlet and outlet of the aromatics extraction unit.
  • Table 3 presents the extraction yields of aromatic compounds in aromatic stream 13 relative to feed 1.
  • An example of a separation process according to the invention for the separation of aromatics coming from a gasoline cut resulting from catalytic cracking technologies is as follows. This example describes the technical effect of the introduction of two fractions of the extract recycling stream 5 corresponding to the first fraction 51 and the second fraction 52 according to Figure 1, in the upper part Z1 and the lower part Z2 of the liquid-liquid extractor T1, respectively.
  • Load 1 (identical to the load in example 1) supplies the liquid-liquid extractor T1 of the aromatics extraction unit.
  • a stream of solvent 2 comprising 99.1% by weight of sulfolane is added at the top.
  • Stream 52 corresponding to 50% by weight of the extract recycling stream 5 is added at the bottom of the liquid-liquid extractor T1 in the lower part Z2, as shown in Figures 1 and 2.
  • Stream 51 corresponding to 50% weight of the extract recycling stream 5 is added in the upper part Z1 of the liquid-liquid extractor T1 in position 0.66xL1, 0xL1 corresponding to the top of the upper part Z1.
  • a mass ratio [solvent flow 2]/[charge 1] of 8, and a mass ratio [extract recycle flow 5]/[charge 1] of 0.28 are engaged at the liquid-liquid extractor T 1 which is operated at a pressure between 0.4 MPa and 0.8 MPa and at a temperature of 70°C.
  • the raffinate 3 is extracted at the top of the liquid-liquid extractor T 1 then sent to the optional water washing tower T2 to remove the little sulfolane solvent which is entrained in the raffinate 3.
  • the washing water 8 is composed essentially of water and sulfolane, the non-aromatic stream 7 is composed of raffinate free of solvent.
  • optional water stripping and solvent regeneration sections are not shown in Figure 1. Said optional water stripping and solvent regeneration sections make it possible to treat the water flows used in the separation process according to the invention and to purify the sulfolane.
  • the extract 4 of the liquid-liquid extractor T1 feeds the stripping section of the extract T3 which makes it possible to eliminate the non-aromatics entrained with the solvent and the aromatics and create the recycling flow of extract 5 sufficient to return to the liquid-liquid extractor T1.
  • the gas flow 9 at the head of the extract stripping section T3 is sent to the decanter condenser CD3 in order to eliminate the aqueous phase 10.
  • the T3 extract stripping section includes a stripping column operated at a bottom temperature of 180°C.
  • the purified extract 12 at the bottom of the stripping section of the extract T3 containing essentially the solvent and aromatics is sent to the aromatics recovery tower T6, which makes it possible to recover at the bottom the solvent recycled to the liquid extractor.
  • liquid T1 as solvent flow 2 and to recover an overhead flow which is sent to the decanter condenser CD6 which allows decanted water 14 and aromatic flow 13 to be withdrawn.
  • the aromatics recovery tower T6 operates by sending water vapor 11 to the bottom of the column.
  • the T6 aromatics recovery tower is operated at a bottom temperature of 180°C.
  • Table 5 presents the mass compositions of the outgoing flows from the separation process according to the invention.
  • Table 6 presents the mass distribution of the separation process flows at the inlet and outlet of the aromatics extraction unit.
  • Table 7 presents the extraction yields of aromatic compounds in aromatic stream 13 compared to load 1.
  • Example 2 demonstrates an improvement in the extraction yield of aromatics compared to reference Example 1.
  • Load 1 (identical to the load in example 1) feeds the liquid-liquid extractor T1 of the aromatics extraction unit.
  • a stream of solvent 2 comprising 99.1% by weight of sulfolane is added at the top.
  • Stream 52 corresponding to 50% by weight of the extract recycling stream 5 is added at the bottom of the liquid-liquid extractor T1 in the lower part Z2, as shown in Figures 1 and 2.
  • Stream 51 corresponding to 50% weight of the extract recycling stream 5 is added in the upper part Z1 of the liquid-liquid extractor T1 in position 0.33xL1, 0xL1 corresponding to the top of the upper part Z1.
  • a mass ratio [solvent flow 2]/[charge 1] of 8, and a mass ratio [extract recycle flow 5]/[charge 1] of 0.27 are engaged at the liquid-liquid extractor T1 which is operated at a pressure between 0.4 MPa and 0.8 MPa and at a temperature of 70°C.
  • the raffinate 3 is extracted at the top of the liquid-liquid extractor T 1 then sent to the optional water washing tower T2 to remove the little sulfolane solvent which is entrained in the raffinate 3.
  • the washing water 8 is composed essentially of water and sulfolane, the non-aromatic stream 7 is composed of raffinate free of solvent.
  • optional water stripping and solvent regeneration sections are not shown in Figure 1. Said optional stripping sections water and regeneration of the solvent make it possible to treat the water flows used in the separation process according to the invention and to purify the sulfolane.
  • the extract 4 of the liquid-liquid extractor T1 feeds the stripping section of the extract T3 which makes it possible to eliminate the non-aromatics entrained with the solvent and the aromatics and create the recycling flow of extract 5 sufficient to return to the liquid-liquid extractor T1.
  • the gas flow 9 at the head of the extract stripping section T3 is sent to the decanter condenser CD3 in order to eliminate the aqueous phase 10.
  • the T3 extract stripping section includes a stripping column operated at a bottom temperature of 180°C.
  • the purified extract 12 at the bottom of the stripping section of the extract T3 containing essentially the solvent and aromatics is sent to the aromatics recovery tower T6, which makes it possible to recover at the bottom the solvent recycled to the liquid extractor.
  • liquid T1 as solvent flow 2 and to recover an overhead flow which is sent to the decanter condenser CD6 which makes it possible to draw off decanted water 14 and aromatic flow 13.
  • the aromatics recovery tower T6 operates by sending of water vapor 11 at the bottom of the column.
  • the T6 aromatics recovery tower is operated at a bottom temperature of 180°C.
  • Table 8 presents the mass compositions of the outgoing flows from the separation process according to the invention.
  • Table 9 presents the mass distribution of the separation process flows between the inlet and outlet of the aromatics extraction unit.
  • Table 10 presents the extraction yields of aromatic compounds in aromatic stream 13 compared to load 1.
  • Example 3 according to the invention demonstrates an improvement in the extraction yield of total aromatics compared to reference Example 1.
  • Example 3 according to the invention also demonstrates an improvement for the recovery of the heaviest aromatics compared to Example 2 according to the invention (see Table 7 vs Table 10).

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Abstract

La présente invention concerne un procédé et un dispositif de séparation de composés aromatiques à partir d'une charge (1) comprenant un mélange de composés aromatiques et non-aromatiques, dans lesquels on extrait des aromatiques de la charge dans un extracteur liquide-liquide (T1) alimenté avec un flux de solvant (2) pour produire au moins un extrait (4) concentré en composés aromatiques par rapport à la charge, et un raffinat (3) concentré en composés non-aromatiques par rapport à la composition de la charge; et dans lesquels on alimente une partie supérieure (Z1) et une partie inférieure (Z2) de l'extracteur liquide-liquide (T1) avec respectivement une première fraction (51) et une deuxième fraction (52) de recyclage d'extrait (5), la partie supérieure et la partie inférieure étant définies par rapport à la position du point d'alimentation de la charge dans l'extracteur liquide-liquide.

Description

Procédé d’extraction liquide-liquide des aromatiques avec recyclages de l’extrait
Domaine technique
Le domaine de l’invention concerne la séparation de composés aromatiques, tels que du benzène, du toluène, des xylènes (BTX), mais aussi des composés aromatiques à 9, 10 ou 11 atomes de carbone (A9, A10, A11), pour la pétrochimie provenant d’une charge comprenant un mélange de composés aromatiques et non-aromatiques, telle qu’une charge essence.
Technique antérieure
En référence à l’ouvrage « Procédé de séparation » de J. -P. Wauquiez (Edition Technip 1998, p. 438-444), et au domaine de l’invention précédemment décrit, le procédé d’extraction des aromatiques BTX comprend trois opérations principales qui sont l’extraction, la purification des aromatiques et la régénération du solvant. La technique antérieure concerne le procédé d’extraction des aromatiques comprenant une colonne d’extraction liquide-liquide des aromatiques, une colonne de distillation extractive et une colonne de régénération du solvant. La charge comprenant un mélange d’aromatiques et de non-aromatiques est envoyée en milieu de la colonne d’extraction, le solvant est envoyé en tête de la colonne et l’extraction s’effectue par contactage de la charge et du solvant sur la section haute de la colonne d’extraction. Au sein de la même colonne, le solvant chargé en aromatiques entre dans une zone dite de contre-lavage (backwash selon la terminologie en anglais) où ledit solvant est contacté avec un recyclage de mélange aromatiques/non aromatiques légers provenant de la tête de la colonne de distillation extractive permettant de purifier partiellement les aromatiques pour produire un extrait. L’extrait est envoyé à une colonne de distillation extractive pour purification au moyen d’un taux de rebouillage réglé pour que les aromatiques en fond de colonne soient à des spécifications prédéterminées de teneur en non aromatiques. L’extrait purifié est envoyé dans une colonne de régénération par distillation azéotropique permettant de séparer les aromatiques du solvant.
Résumé de l’invention
Dans le contexte précédemment décrit, un premier objet de la présente description est de proposer un procédé de séparation d’une charge hydrocarbonée pour la production d’aromatiques avec un rendement amélioré, notamment compatibles avec une injection dans un complexe aromatique.
Selon un premier aspect, les objets précités, ainsi que d’autres avantages, sont obtenus par un procédé de séparation de composés aromatiques à partir d’une charge comprenant un mélange de composés aromatiques et non-aromatiques, le procédé comprenant les étapes suivantes :
- extraire des aromatiques de la charge au moyen d’un extracteur liquide-liquide alimenté avec un flux de solvant pour produire au moins un extrait concentré en composés aromatiques par rapport à la composition de la charge, et un raffinât concentré en composés non-aromatiques par rapport à la composition de la charge ;
- alimenter une partie supérieure et une partie inférieure de l’extracteur liquide-liquide avec respectivement une première fraction et une deuxième fraction de recyclage d’extrait, la partie supérieure et la partie inférieure étant définies par rapport à la position du point d’alimentation de la charge dans l’extracteur liquide-liquide.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le flux de solvant 2 alimente la tête de la partie supérieure Z1 de l’extracteur liquide-liquide T1
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la première fraction alimente ladite partie supérieure en un point disposé à une position comprise entre 0,05* L1 et 0,95x|_1 , de préférence entre 0,2x|_1 et 0,9x|_1 et de préférence entre 0,3x|_1 et 0,8x|_1 , L1 étant la longueur de la tête de l’extracteur liquide-liquide T1 à la position du point d’alimentation de la charge.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la première fraction alimente ladite partie supérieure en dessous du point d’alimentation du flux de solvant.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la deuxième fraction alimentes ladite partie inférieure en un point disposé à une position comprise entre 0x|_2 et 0,3x|_2, de préférence entre Ox L2 et 0,2x L2 et de préférence entre Ox L2 et 0, 1 x [_2, L2 étant la longueur de la position du fond de l’extracteur liquide-liquide T1 au point d’alimentation de la charge.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le ratio massique de la première fraction sur la deuxième fraction est compris entre 0,01 et 0,99, de préférence entre 0,1 et 0,95, de préférence entre 0,15 et 0,85 et de préférence entre 0,2 et 0,8.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le ratio massique du solvant sur la charge est compris entre 0, 1 et 50, de préférence entre 0,5 et 20, de préférence entre 1 et 9, de préférence entre 3 et 8.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le ratio massique du recyclage d’extrait sur la charge est compris entre 0,05 et 10, de préférence entre 0,1 et 8, de préférence entre 0,2 et 5, de préférence entre 0,3 et 2. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge contient des composés aromatiques et non-aromatiques comprenant de 6 à 11 atomes de carbone.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’extracteur liquide-liquide est opéré à au moins une des conditions opératoires suivantes : une pression comprise entre 0,05 MPa et 3 MPa, de préférence entre 0,1 MPa et 2 MPa, de préférence entre 0,2 MPa et 1 ,5 MPa, de préférence entre 0,3 MPa et 1 MPa ; une température comprise entre 10°C et 150°C, de préférence entre 15°C et 130°C, de préférence entre 30°C et 120°C, de préférence entre 40°C et 110°C.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le procédé comprend les étapes suivantes :
- stripage de l’extrait au moyen d’une section de stripage de l’extrait pour séparer un flux gazeux comprenant des composés non-aromatiques et un extrait purifié ;
- séparation des aromatiques de l’extrait purifié au moyen d’une tour de récupération des aromatiques pour séparer le flux de solvant et des vapeurs de tête comprenant un flux aromatique.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le procédé comprend au moins une des étapes suivantes :
- alimentation de l’extracteur liquide-liquide avec un flux de solvant comprenant un solvant choisi dans la liste constituée par l’éthylène glycol, le diéthylène glycol, le triéthylène glycol, hexaméthylphosphoramide, le carbonate de propylène, le carbonate d’éthylène, le sulfolane, le 3-methylsulfolane, le N-méthylacétamide, le N,N-diméthylacétamide, la butyrolactone, la 1-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, la caprolactame, le N- méthylformamide, la pyrrolidine-2-one, le furfural, le 1 ,1 ,3,3-tétraméthylurée et un mélange de ceux-ci ;
- séparation de phase du flux gazeux dans un condenseur décanteur pour séparer le recyclage d’extrait et une phase aqueuse ;
- lavage à l’eau du raffinât au moyen d’une tour de lavage à l'eau alimentée en eau pour produire un flux non-aromatique et de l'eau de lavage ;
- régénération d’au moins une portion du flux de solvant au moyen d’une section de régénération du solvant par un entraînement à la vapeur sous-vide ;
- condensation des vapeurs de tête dans un condenseur décanteur pour produire le flux aromatique.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le procédé comprend au moins une des étapes suivantes :
- alimentation de l’extracteur liquide-liquide avec un flux de solvant choisi parmi l’éthylène glycol, le diéthylène glycol, le triéthylène glycol, hexaméthylphosphoramide, le carbonate de propylène, le carbonate d’éthylène, le sulfolane, le 3-methylsulfolane, le N- méthylacétamide, le N,N-diméthylacétamide, la butyrolactone, la 1-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, la caprolactame, le N-méthylformamide, la pyrrolidine-2-one, le furfural, le 1 ,1 ,3,3-tétraméthylurée et un mélange de ceux-ci ;
- stripage des composés hydrocarbures présents dans l’eau de lavage et/ou dans la phase aqueuse au moyen d’une section de stripage de l’eau pour produire de l'eau ;
- alimentation de la tour de récupération des aromatiques en vapeur d’eau pour produire des vapeurs de tête comprenant en outre de la vapeur d’eau, et condensation des vapeurs de tête dans le condenseur décanteur pour produire le flux aromatique et de l’eau décantée.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le procédé comprend au moins une des étapes suivantes :
- alimentation de l’extracteur liquide-liquide avec un flux de solvant comprenant du sulfolane et de l’eau ;
- recyclage de l'eau produite par la section de stripage de l’eau vers la tour de récupération des aromatiques.
Selon un deuxième aspect, les objets précités, ainsi que d’autres avantages, sont obtenus par un dispositif de séparation de composés aromatiques à partir d’une charge comprenant un mélange de composés aromatiques et non-aromatiques, le dispositif comprenant un extracteur liquide-liquide adapté pour extraire des aromatiques de la charge avec un flux de solvant et produire au moins un extrait concentré en composés aromatiques par rapport à la charge, et un raffinât concentré en composés non-aromatiques par rapport à la composition de la charge, l’extracteur liquide-liquide comprenant :
- un point d’alimentation de la charge ;
- un point d’alimentation du flux de solvant ;
- un point d’alimentation d’une première fraction de recyclage d’extrait disposé dans une partie supérieure de l’extracteur liquide-liquide ;
- un point d’alimentation d’une deuxième fraction de recyclage d’extrait disposé dans une partie inférieure de l’extracteur liquide-liquide, la partie supérieure et la partie inférieure étant définies par rapport à la position du point d’alimentation de la charge dans l’extracteur liquide-liquide.
Des modes de réalisation selon les aspects précités ainsi que d’autres caractéristiques et avantages vont apparaître à la lecture de la description qui suit, donnée à titre uniquement illustratif et non limitatif, et en référence aux dessins suivants.
Liste des figures
La figure 1 montre schématiquement un procédé de séparation selon l’invention. La figure 2 montre schématiquement le principe de fonctionnement de l’extracteur liquide- liquide selon l’invention.
La figure 3 montre schématiquement un procédé de séparation selon l’art antérieur.
Description des modes de réalisation
Des modes de réalisation de l’invention vont maintenant être décrits en détail. Dans la description détaillée suivante, de nombreux détails spécifiques sont exposés afin de fournir une compréhension plus approfondie de l’invention. Cependant, il apparaîtra à l’homme du métier que l’invention peut être mise en œuvre sans ces détails spécifiques. Dans d’autres cas, des caractéristiques bien connues n’ont pas été décrites en détail pour éviter de compliquer inutilement la description.
Dans la présente demande, le terme « comprendre » est synonyme de (signifie la même chose que) « inclure » et « contenir », et est inclusif ou ouvert et n’exclut pas d’autres éléments non récités. Il est entendu que le terme « comprendre » inclut le terme exclusif et fermé « consister ». Le terme « à base de » est synonyme de « comprend au moins 50% poids de ». En outre, dans la présente description, les termes « essentiellement » ou « sensiblement » correspondent à une approximation de ± 5%, préférablement de ±1%, très préférablement de ± 0,5%. Par exemple, un effluent comprenant essentiellement ou étant constitué des composés A correspond à un effluent comprenant au moins 95% en poids de composés A. Dans la présente description, le terme « flux concentré en un composé » correspond par exemple à un flux comprenant au moins 80% poids, préférablement au moins 90% poids, très préférablement au moins 95% poids dudit composé.
La présente invention concerne la séparation de composés aromatiques, et notamment de BTX, mais aussi des composés aromatiques à 9 ou 10 voire 11 atomes de carbone (A9, A10, A11), pour la pétrochimie, provenant par exemple d’une charge essence, telle qu’une essence de craquage catalytique. Elle concerne en particulier un procédé et un dispositif amélioré de séparation des composés aromatiques de 6 à 11 atomes de carbone à partir d’une charge comprenant un mélange de composés aromatiques et non aromatiques, telle qu’une charge essence.
Spécifiquement en référence à la figure 1 , le procédé selon l’invention permet de traiter la charge 1 avec un flux de solvant 2 dans un extracteur liquide-liquide T1 pour produire un flux concentré (i.e. enrichi) en composés non-aromatiques (raffinât 3) et un flux concentré en composés aromatiques (extrait 4), procédé dans lequel on alimente par un recyclage d’extrait 5 à la fois une partie supérieure Z1 et une partie inférieure Z2 de l’extracteur liquide-liquide T1. Avantageusement, le procédé/dispositif de séparation des aromatiques selon l’invention permet d’obtenir un rendement amélioré de récupération des aromatiques tout en garantissant une pureté élevée, notamment en BTX. En outre, le raffinât 3 (optionnellement lavé) peut être envoyé vers une étape/unité de craquage thermique ou bien vers une étape/unité de reformage catalytique par exemple afin d’augmenter la production d’aromatiques.
La charge
Le procédé de séparation selon l'invention permet de traiter une charge 1 comprenant un mélange de composés aromatiques et non-aromatiques. Préférablement la charge 1 est hydrotraitée et/ou hydrogénée. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge 1 est une charge essence optionnellement hydrotraitée et/ou hydrogénée.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge 1 est une coupe C5+, i.e. contenant des composés à 5 atomes de carbone et plus. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge 1 est une coupe C5-C10 ou C5-C11 , i.e. contenant des composés comprenant de 5 à 10 ou de 5 à 11 atomes de carbone. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge 1 est une coupe C6-C10 ou C6-C11 , i.e. contenant des composés comprenant de 6 à 10 ou de 6 à 11 atomes de carbone.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge 1 comprend au moins 20% poids, préférablement au moins 30% poids, très préférablement au moins 40% poids, (e.g. au moins 50% poids) de composés aromatiques de 6 à 11 atomes de carbone, par rapport au poids total de la charge.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge 1 comprend au moins 20% poids, préférablement au moins 30% poids, très préférablement au moins 40% poids, (e.g. au moins 50% poids) de composés mono-aromatiques de 6 à 11 atomes de carbone, par rapport au poids total de la charge.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les composés aromatiques de la charge 1 sont des composés mono-aromatiques à au moins 95% poids, préférablement à au moins 98% poids, très préférablement à au moins 99% poids.
Selon un mode de réalisation de l’invention, la charge 1 comprend moins de 50 ppm poids de soufre, préférablement moins de 10 ppm poids de soufre, et très préférablement moins de 1 ppm poids de soufre.
Selon un mode de réalisation de l’invention, la charge 1 comprend moins de 100 ppm poids d’azote, préférablement moins de 10 ppm poids d’azote, et très préférablement moins de 1 ppm poids d’azote. Selon un mode de réalisation de l’invention, la charge 1 comprend moins de 0,1 % poids de dioléfines, préférablement moins de 0,05% poids de dioléfines, et très préférablement moins de 0,01 % poids de dioléfines.
Selon un mode de réalisation de l’invention, la charge 1 comprend moins de 0,1 % poids d’oléfines, préférablement moins de 0,05% poids d’oléfines, et très préférablement moins de 0,01 % poids d’oléfines.
Selon un mode de réalisation de l’invention, la charge 1 présente une teneur inférieure ou égale à 5000 ppm poids, préférablement inférieure ou égale à 4500 ppm poids, et très préférablement inférieure ou égale à 3000 ppm poids, en composés ayant une température d’ébullition supérieure à 217°C, tel que le naphtalène.
Selon un mode de réalisation de l’invention, la charge 1 est dépourvue des composés suivants : H2, H2S, gaz léger tel que l’éthane, le propane et le butane. Selon un mode de réalisation de l’invention, l’élimination de ces composés dans la charge 1 est réalisée dans une colonne de fractionnement.
Selon un mode de réalisation, ladite charge 1 est au moins en partie une coupe essence issue d’une unité de craquage catalytique en lit fluidisé (unité FCC pour « Fluid Catalytic Cracking » selon la terminologie anglo-saxonne), la coupe essence ayant préférablement été hydrogénée sélectivement pour transformer des dioléfines en oléfines, puis fractionnée pour obtenir une coupe C5-C10, C5-C11 , C6-C10 ou C6-C11 , puis hydrogénée pour saturer les composés oléfiniques. Selon un mode de réalisation de l’invention, la charge 1 est issue de l’hydrogénation d’une essence de pyrolyse (PyGas selon la terminologie anglo-saxonne) en mélange avec une coupe essence issue d’une unité FCC.
Extraction
L’extraction des aromatiques dans la présente invention permet de traiter la charge 1 afin de récupérer, d’une part un flux concentré en composés non-aromatiques appelé raffinât 3 et d’autre part un flux concentré en aromatiques appelé extrait 4, par rapport à la composition de la charge 1.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, en référence à la figure 1 , l’extraction des aromatiques est une extraction liquide-liquide des aromatiques.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’extraction liquide-liquide des aromatiques comprend les étapes suivants :
- extraction liquide-liquide au moyen d’un extracteur liquide-liquide T1 alimenté avec un flux de solvant 2 pour séparer le raffinât 3 et l’extrait 4, - lavage à l’eau du raffinât 3 avec une tour de lavage à l'eau T2 (étape optionnelle),
- stripage de l’eau utilisée dans la tour de lavage T2 avec une section de stripage de l’eau (étape optionnelle),
- stripage de l’extrait 4 avec une section de stripage de l’extrait T3,
- séparation des aromatiques avec une tour de récupération T6 pour séparer un flux aromatique 13 et le flux de solvant 2, et
- régénération du solvant avec une section de régénération du solvant (étape optionnelle).
Par souci de simplification, les sections optionnelles de stripage de l’eau et de régénération du solvant ne sont pas représentées sur la figure 1 .
Extracteur liquide-liquide T 1
L’extraction liquide-liquide permet la séparation des aromatiques des composés non- aromatiques, tels que les paraffines et les naphtènes, de la charge 1.
En référence à la figure 2, l'alimentation en charge 1 est sensiblement au niveau d’un point intermédiaire dans l’extracteur liquide-liquide T1 (e.g. au milieu de l'extracteur).
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le point intermédiaire est un point situé entre la tête et le fond de l’extracteur liquide-liquide T1. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le point intermédiaire correspond à un point disposé à une position comprise entre 0,1 *L et 0,9xL, plus préférablement comprise entre 0,2xL et 0,8xL, telle que comprise entre 0,3xL et 0,7xL ou entre 0,4xL et 0,6xL, L étant la longueur (à partir) de la tête (jusque) au fond de l’extracteur liquide-liquide T 1.
Avantageusement, l'extracteur liquide-liquide T1 peut donc être divisé en deux parties. La partie supérieure Z1 (par rapport au point intermédiaire d'alimentation en la charge 1) permet de contrôler le rendement en aromatiques par extraction liquide-liquide (notamment au solvant). La partie inférieure Z2 de l’extracteur liquide-liquide T1 permet une première purification des aromatiques, notamment au moyen d’un flux de recyclage d’extrait 5.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le flux de solvant 2 alimente la partie supérieure Z1 de l’extracteur liquide-liquide T1. Selon un ou plusieurs modes de réalisation le flux de solvant 2 alimente la tête de la partie supérieure Z1 de l’extracteur liquide-liquide T 1 .
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le solvant comprend un composé choisi parmi l’éthylène glycol, le diéthylène glycol, le triéthylène glycol, hexaméthylphosphoramide, le carbonate de propylène, le carbonate d’éthylène, le sulfolane, le 3-methylsulfolane, le N- méthylacétamide, le N,N-diméthylacétamide, la butyrolactone, la 1-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, la caprolactame, le N-méthylformamide, la pyrrolidine-2-one, le furfural, le 1 , 1 ,3,3-tétraméthylurée et un mélange de ceux-ci. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le solvant comprend ou consiste en du sulfolane. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le solvant est constitué d’au moins 80% poids (e.g. d’au moins 90% poids), préférablement d’au moins 95% poids (e.g. d’au moins 99% poids), en sulfolane, par rapport au poids total du solvant. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le solvant comprend en outre un antisolvant, tel que de l’eau. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’anti-solvant comprend ou consiste en de l’eau. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le solvant comprend entre 0,01 % poids et 5% poids, préférablement entre 0,1 % poids et 3% poids (e.g. entre 0,5 % poids et 2% poids) d’anti-solvant, tel que de l’eau, par rapport au poids total du solvant. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le solvant comprend, ou consiste en du sulfolane et de l’eau.
Selon l’invention, une première fraction 51 de recyclage d’extrait 5, par exemple issu de la section de stripage de l’extrait T3, alimente la partie supérieure Z1 de l’extracteur liquide- liquide, i.e. au-dessus du point d’alimentation de la charge 1. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la première fraction 51 alimente ladite partie supérieure Z1 de préférence en dessous du point d’alimentation du flux de solvant 2 dans la partie supérieure Z1 de l’extracteur liquide-liquide T1.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la première fraction 51 alimente ladite partie supérieure Z1 en un point disposé à une position comprise entre 0,05x|_1 et 0,95x|_1 , et de préférence entre 0,2x|_1 et 0,9x|_1 et de préférence entre 0,3x|_1 et 0,8x|_1 , L1 étant la longueur (à partir) de la tête de l’extracteur liquide-liquide T1 (jusque) à la position du point d’alimentation de la charge 1 correspondant à la longueur de la partie supérieure Z1. Dans la présente description, 0x|_1 correspond à la position de la tête de l’extracteur liquide-liquide T 1 . Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la première fraction 51 alimente ladite partie supérieure Z1 en un point disposé à une position comprise entre 0,05x|_1 et 0,8x|_1 , de préférence entre 0,05x|_1 et 0,7x|_1 , de préférence entre 0,05x|_1 et 0,5x|_1 et de préférence entre 0,05x|_1 et 0,6x|_1 , tel que par exemple entre 0, 1 x|_1 et 0,6x|_1. Avantageusement, la position haute de la première fraction dans l’extracteur liquide-liquide permet un gain sur les rendements d’extraction des aromatiques.
Selon l’invention, une deuxième fraction 52 de recyclage d’extrait 5 alimente la partie inférieure Z2 de l’extracteur liquide-liquide T 1 , i.e. en dessous du point d’alimentation de la charge 1 .
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la deuxième fraction 52 alimente ladite partie inférieure Z2 en un point disposé à une position comprise entre 0x|_2 et 0,3x|_2, de préférence entre 0x|_2 et 0,2x|_2 et de préférence entre 0x|_2 et 0,1 x|_2, L2 étant la longueur (à partir) du fond de l’extracteur liquide-liquide T1 (jusque) au point d’alimentation de la charge 1 correspondant à la longueur de la partie inférieure Z2. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la deuxième fraction 52 alimente le fond de la partie inférieure Z2 de l’extracteur liquide-liquide T1. Dans la présente description, 0*L2 correspond à la position du fond de l’extracteur liquide-liquide T 1.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le ratio massique de la première fraction 51 du recyclage d’extrait 5 alimentant la partie supérieure Z1 sur la deuxième fraction 52 du recyclage d’extrait 5 alimentant la partie inférieure Z2 est compris entre 0,01 et 0,99, de préférence entre 0,1 et 0,95 et de préférence entre 0,15 et 0,85 et de préférence entre 0,2 et 0,8.
L'extracteur liquide-liquide T1 permet de séparer un raffinât 3 appauvri en composés aromatiques par rapport à la charge 1 et un extrait 4 concentré en composés aromatiques par rapport à la charge 1 . Le raffinât 3 sort en tête de l'extracteur liquide-liquide T1 et est envoyé optionnellement à la tour de lavage à l'eau T2. L’extrait 4 sort en fond de l'extracteur liquide- liquide T1 et est envoyé à la section de stripage de l’extrait T3, préférablement avec échange de chaleur avec le flux de solvant 2 (non représenté sur la figure 2 par souci de simplification). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l'extracteur liquide-liquide T1 fonctionne de manière adiabatique.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le ratio massique du solvant 2 sur la charge 1 est compris entre 0, 1 et 50, de préférence entre 0,5 et 20, de préférence entre 1 et 9, de préférence entre 3 et 8, tels que 5 ±1 ou 6±1 . Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le ratio massique du recyclage d’extrait 5 sur la charge 1 est compris entre 0,05 et 10, de préférence entre 0,1 et 8, de préférence entre 0,2 et 5, de préférence entre 0,3 et 2, tel que 0,9 ±0,2.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’extracteur liquide-liquide T1 est opéré à une pression comprise entre 0,05 MPa et 3 MPa (0,5 et 30 bara), de préférence entre 0,1 MPa et 2 MPa (1 et 20 bara), de préférence entre 0,2 MPa et 1 ,5 MPa (2 et 15 bara), de préférence entre 0,3 MPa et 1 MPa (3 et 10 bara), telle que à 0,65 ±0,2 MPa (6,5 +/- 2 bara), par exemple lorsque le solvant comprend du sulfolane. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’extracteur est opéré à une température comprise entre 10°C et 150°C, de préférence entre 15°C et 130°C, de préférence entre 30°C et 120°C, de préférence entre 40°C et 110°C, telle que 70 ±2°C, par exemple lorsque le solvant comprend du sulfolane.
Tour de lavage à l’eau T2 optionnelle
Le lavage à l’eau du raffinât 3 permet l'élimination du solvant potentiellement présent dans le raffinât 3. Préférablement, le raffinât 3 est refroidi avant d'entrer dans la tour T2. Préférablement, le raffinât 3 entre dans le bas de ladite tour T2, de l'eau 6 est introduite au sommet de ladite tour, le flux non-aromatique 7 (raffinât 3 lavé et ainsi appauvri en solvant) sort en haut de ladite tour, et l'eau de lavage 8 (concentrée/enrichie en solvant) sort dans le bas de ladite tour. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le flux non-aromatique 7 comprend moins de 100 ppm poids, préférablement moins de 10 ppm poids, très préférablement moins de 1 ppm poids de solvant. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’eau de lavage 8 est envoyée vers la section de stripage de l’eau (non représentée).
Avantageusement, le flux non-aromatique 7 comprend moins de 25% poids, préférablement au moins 20% poids, très préférablement moins de 17% poids de composés aromatiques, par rapport au poids total du flux non-aromatique 7.
Avantageusement, le flux non-aromatique 7 peut être envoyé vers une étape/unité de craquage thermique ou bien vers une étape/unité de reformage catalytique par exemple afin d’augmenter la production d’aromatiques.
Section de stripage de l’extrait T3
Le stripage de l’extrait 4 permet l'élimination de composés non-aromatiques encore présents dans l’extrait 4. L’extrait 4 chargé en composés aromatiques et en solvant est préférablement introduit en haut de la section de stripage de l’extrait T3. Dans la section de stripage de l’extrait T3, la pureté de l’extrait 4 est améliorée car les composés non-aromatiques résiduels entrainés avec les composés aromatiques (moins solubles dans le solvant) sont extraits sous forme de flux gazeux 9 en tête de la section de stripage de l’extrait T3. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le flux gazeux 9 est combiné avec de l’eau, telle que l’eau récupérée en tête de la section de stripage de l’eau (non représenté). La séparation de phase dans le condenseur décanteur CD3 permet le recyclage de la phase hydrocarbonée vers l'extracteur liquide-liquide T1 en tant que flux de recyclage d’extrait 5 et la phase aqueuse 10 est optionnellement combinée avec l'eau de lavage 8 et envoyée vers la section de stripage de l’eau (non représentée). L'extrait purifié 12 issu de la section de stripage de l’extrait T3 peut être envoyé vers la tour de récupération des aromatiques T6 pour séparer les aromatiques du solvant (notamment du sulfolane) qui peut être recyclé vers l’extracteur liquide-liquide T1.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le recyclage d’extrait comprend entre 50 et 95% poids, préférablement entre 60 et 90% poids (e.g. 70-90% poids), de composés non- aromatiques (composés entrainés par les composés aromatiques de l’extrait). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le recyclage d’extrait comprend au moins 70% poids, préférablement au moins 80% poids, très préférablement au moins 90% poids de composés à 7 atomes de carbone ou moins. Le stripage de l’extrait 4 est préférablement effectué à basse pression ou même sous-vide afin d’améliorer l'élimination des non-aromatiques du solvant (notamment du sulfolane). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la section de stripage de l’extrait T3 est opérée à une pression de tête comprise entre 0,001 MPa et 2 MPa (0,01 et 20 bara), de préférence entre 0,005 MPa et 1 MPa (0,05 et 10 bara), de préférence entre 0,01 MPa et 0,8 MPa (0,1 et 8 bara), de préférence entre 0,03 MPa et 0,5 MPa (0,3 et 5 bara), telle que 0,1 ±0,05 MPa, par exemple lorsque le solvant comprend du sulfolane. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la section de stripage de l’extrait T3 est opérée à une température de fond comprise entre 50°C et 300°C, de préférence entre 100°C et 250°C, de préférence entre 130°C et 200°C, de préférence entre 145°C et 195°C, telle que 180 ±5°C, par exemple lorsque le solvant comprend du sulfolane.
Section de stripage de l’eau (optionnelle - non représentée)
Le stripage de l’eau de lavage 8 et éventuellement de la phase aqueuse 10 permet d’éliminer les hydrocarbures dissous (principalement non-aromatiques) de l’eau issue de la tête de la section de stripage de l’extrait T3 et optionnellement de la tour de lavage à l’eau T2.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, au moins une partie de l'eau obtenue en sortie de la section de stripage de l’eau est envoyée dans la tour de récupération des aromatiques T6, afin d'augmenter la quantité de vapeur de stripage envoyée en bas de la tour de récupération des aromatiques T6.
Tour de récupération des aromatiques T6
La tour de récupération des aromatiques T6 sépare l’extrait purifié 12 issu du fond de la section de stripage de l’extrait T3 en un flux aromatique 13 et le flux de solvant 2. Préférablement, la tour de récupération des aromatiques T6 fonctionne sous-vide, notamment lorsque le solvant comprend du sulfolane. Avantageusement, le fonctionnement sous-vide permet d’éviter une température de fond excessive, pouvant conduire à la décomposition du solvant. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, de la vapeur d’eau 11 , optionnellement associée à du solvant (régénéré) est injectée dans le fond de la tour de récupération des aromatiques T6, pour améliorer l'extraction des aromatiques du solvant (notamment du sulfolane). Les vapeurs de tête de la tour (comprenant essentiellement des composés aromatiques et optionnellement de l’eau) peuvent être condensées et optionnellement décantées dans un condenseur décanteur CD6. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, une partie des vapeurs aromatiques de tête condensées est utilisée pour le reflux de la tour de récupération des aromatiques T6, le reste, constituant le flux aromatique 13 est sorti du procédé et préférablement envoyé à un complexe aromatique (unité de séparation et de production de composés aromatiques, et notamment de BTX). Une partie de l'eau décantée 14 dans le condenseur décanteur CD6 peut optionnellement être envoyée vers la tour de lavage à l’eau T2 et le reste est recyclé à la section de stripage de l’eau. Le flux issu du fond de la tour de récupération des aromatiques T6 est composé de solvant régénéré qui peut être envoyé vers l’extracteur liquide-liquide T 1 , et optionnellement vers la section de stripage de l’extrait T3 et/ou vers la section de régénération du solvant (non représentée).
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la tour de récupération des aromatiques T6 est opérée à une pression de tête comprise entre 0,001 MPa et 2 MPa (0,01 et 20 bara), de préférence entre 0,005 MPa et 1 MPa (0,05 et 10 bara), de préférence entre 0,01 MPa et 0,5 MPa (0,1 et 5 bara), de préférence entre 0,015 MPa et 0,2 MPa (0,15 et 2 bara), telle que 0,06 ±0,04 MPa, par exemple lorsque le solvant comprend du sulfolane. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la tour de récupération des aromatiques T6 est opérée à une température de fond comprise entre 50°C et 300°C, de préférence entre 100°C et 250°C, de préférence entre 120°C et 200°C, de préférence entre 130°C et 195°C, telle que 170 ±25°C, par exemple lorsque le solvant comprend du sulfolane.
Avantageusement, le flux aromatique 13 comprend au moins 95% poids, préférablement au moins 99% poids, très préférablement au moins 99,5% poids, (e.g. au moins 99,5% poids) de composés aromatiques, par rapport au poids total du flux aromatique 13.
Exemples
Exemple 1 : Comparatif (non-conforme à l’invention)
Un exemple comparatif de procédé pour la séparation des aromatiques provenant d’une coupe essence issue des technologies de craquage catalytique est le suivant.
Les caractéristiques de la charge 1 traitée dans le procédé de séparation sont indiquées dans la Table 1.
Table 1
Figure imgf000015_0001
La charge 1 alimente l’extracteur liquide-liquide T1 de l’unité d’extraction des aromatiques. Un flux de solvant 2 comprenant 99,1% poids de sulfolane est ajouté en tête et un flux de recyclage d’extrait 5 est ajouté en fond de l’extracteur liquide-liquide T1 , comme montré dans la Figure 3. Un ratio massique [flux de solvant 2]/[charge 1] de 8, et un ratio massique [flux de recyclage d’extrait 5]/[charge 1] de 0,5 sont engagés au niveau de l’extracteur liquide-liquide T1 qui est opéré à une pression entre 0,4 MPa et 0,8 MPa et à une température de 70°C.
Le raffinât 3 est extrait en tête de l’extracteur liquide-liquide T1 puis envoyé vers la tour de lavage à l’eau T2 optionnelle pour enlever le peu de solvant sulfolane qui est entrainé dans le raffinât 3. L’eau de lavage 8 est composée essentiellement d’eau et de sulfolane, le flux non- aromatique 7 est composé du raffinât exempt de solvant.
Par souci de simplification, les sections optionnelles de stripage de l’eau et de régénération du solvant ne sont pas représentées sur la figure 3. Lesdites sections optionnelles de stripage de l’eau et de régénération du solvant permettent de traiter les flux d’eau utilisés dans le procédé de séparation et de purifier le sulfolane.
L’extrait 4 de l’extracteur liquide-liquide T1 alimente la section de stripage de l’extrait T3 qui permet d’éliminer les non aromatiques entrainés avec le solvant et les aromatiques et créer le flux de recyclage d’extrait 5 suffisant pour retourner à l’extracteur liquide-liquide T1. Au préalable, le flux gazeux 9 en tête de la section de stripage de l’extrait T3 est envoyé vers le condenseur décanteur CD3 afin d’éliminer la phase aqueuse 10.
La section de stripage de l’extrait T3 comprend une colonne de stripage opérée à une température de fond de 180°C.
L’extrait purifié 12 en fond de la section de stripage de l’extrait T3 contenant essentiellement le solvant et des aromatiques est envoyé vers la tour de récupération des aromatiques T6, qui permet de récupérer en fond le solvant recyclé vers l’extracteur liquide-liquide T1 en tant que flux de solvant 2, et de récupérer un flux de tête qui est envoyé vers le condenseur décanteur CD6 qui permet de soutirer une eau décantée 14 et flux aromatique 13. La tour de récupération des aromatiques T6 fonctionne par l’envoi de vapeur d’eau 11 en fond de colonne.
La tour de récupération des aromatiques T6 est opérée à une température de fond de 180°C.
La table 2 présente les compositions massiques des flux sortants du procédé de séparation de référence. Table 2
Figure imgf000017_0001
La table 3 présente la répartition massique des flux du procédé de séparation de référence en entrée et sortie de l’unité d’extraction des aromatiques.
Table 3
Figure imgf000017_0002
La table 4 présente les rendements d’extraction des composés aromatiques dans le flux aromatique 13 par rapport à la charge 1 .
Table 4
Figure imgf000017_0003
Exemple 2 selon l’invention :
Un exemple de procédé de séparation selon l’invention pour la séparation des aromatiques provenant d’une coupe essence issue des technologies de craquage catalytique est le suivant. Cet exemple décrit l’effet technique de l’introduction de deux fractions du flux de recyclage d’extrait 5 correspondant à la première fraction 51 et la deuxième fraction 52 selon la Figure 1 , dans la partie supérieure Z1 et la partie inférieure Z2 de l’extracteur liquide-liquide T1 , respectivement.
La charge 1 (identique à la charge de l’exemple 1) alimente l’extracteur liquide-liquide T1 de l’unité d’extraction des aromatiques . Un flux de solvant 2 comprenant 99,1% poids de sulfolane est ajouté en tête. Le flux 52 correspondant à 50% poids du flux de recyclage d’extrait 5 est ajouté en fond de l’extracteur liquide-liquide T1 dans la partie inférieure Z2, comme montré dans les Figures 1 et 2. Le flux 51 correspondant à 50% poids du flux de recyclage d’extrait 5 est ajouté dans la partie supérieure Z1 de l’extracteur liquide-liquide T1 en position 0,66xL1 , 0xL1 correspondant au haut de la partie supérieure Z1.
Un ratio massique [flux de solvant 2]/[charge 1] de 8, et un ratio massique [flux de recyclage d’extrait 5]/[charge 1] de 0,28 sont engagés au niveau de l’extracteur liquide-liquide T 1 qui est opéré à une pression entre 0,4 MPa et 0,8 MPa et à une température de 70°C.
Le raffinât 3 est extrait en tête de de l’extracteur liquide-liquide T 1 puis envoyé vers la tour de lavage à l’eau T2 optionnelle pour enlever le peu de solvant sulfolane qui est entrainé dans le raffinât 3. L’eau de lavage 8 est composée essentiellement d’eau et de sulfolane, le flux non- aromatique 7 est composé du raffinât exempt de solvant.
Par souci de simplification, les sections optionnelles de stripage de l’eau et de régénération du solvant ne sont pas représentées sur la figure 1 . Lesdites sections optionnelles de stripage de l’eau et de régénération du solvant permettent de traiter les flux d’eau utilisés dans le procédé de séparation selon l’invention et de purifier le sulfolane.
L’extrait 4 de l’extracteur liquide-liquide T1 alimente la section de stripage de l’extrait T3 qui permet d’éliminer les non aromatiques entrainés avec le solvant et les aromatiques et créer le flux de recyclage d’extrait 5 suffisant pour retourner à l’extracteur liquide-liquide T1. Au préalable, le flux gazeux 9 en tête de la section de stripage de l’extrait T3 est envoyé vers le condenseur décanteur CD3 afin d’éliminer la phase aqueuse 10.
La section de stripage de l’extrait T3 comprend une colonne de stripage opérée à une température de fond de 180°C.
L’extrait purifié 12 en fond de la section de stripage de l’extrait T3 contenant essentiellement le solvant et des aromatiques est envoyé vers la tour de récupération des aromatiques T6, qui permet de récupérer en fond le solvant recyclé vers l’extracteur liquide-liquide T1 en tant que flux de solvant 2, et de récupérer un flux de tête qui est envoyé vers le condenseur décanteur CD6 qui permet de soutirer une eau décantée 14 et flux aromatique 13. La tour de récupération des aromatiques T6 fonctionne par l’envoi de vapeur d’eau 11 en fond de colonne.
La tour de récupération des aromatiques T6 est opérée à une température de fond de 180°C.
La table 5 présente les compositions massiques des flux sortants du procédé de séparation selon l’invention.
Table 5
Figure imgf000019_0001
La table 6 présente la répartition massique des flux du procédé de séparation à l’entrée et sortie de l’unité d’extraction des aromatiques.
Table 6
Figure imgf000019_0002
La table 7 présente les rendements d’extraction des composés aromatiques dans le flux aromatique 13 par rapport à la charge 1 .
Table 7
Figure imgf000020_0001
L’exemple 2 selon l’invention démontre une amélioration du rendement d’extraction des aromatiques par rapport à l’exemple 1 de référence.
Exemple 3 selon l’invention :
Un exemple de procédé de séparation selon l’invention pour la séparation des aromatiques provenant d’une coupe essence issue des technologies de craquage catalytique est le suivant.
La charge 1 (identique à la charge de l’exemple 1) alimente l’extracteur liquide-liquide T1 de l’unité d’extraction des aromatiques. Un flux de solvant 2 comprenant 99, 1 % poids de sulfolane est ajouté en tête. Le flux 52 correspondant à 50% poids du flux de recyclage d’extrait 5 est ajouté en fond de l’extracteur liquide-liquide T1 dans la partie inférieure Z2, comme montré dans les Figures 1 et 2. Le flux 51 correspondant à 50% poids du flux de recyclage d’extrait 5 est ajouté dans la partie supérieure Z1 de l’extracteur liquide-liquide T1 en position 0,33xL1 , 0xL1 correspondant au haut de la partie supérieure Z1 .
Un ratio massique [flux de solvant 2]/[charge 1] de 8, et un ratio massique [flux de recyclage d’extrait 5]/[charge 1] de 0,27 sont engagés au niveau de l’extracteur liquide-liquide T1 qui est opéré à une pression entre 0,4 MPa et 0,8 MPa et à une température de 70°C.
Le raffinât 3 est extrait en tête de de l’extracteur liquide-liquide T 1 puis envoyé vers la tour de lavage à l’eau T2 optionnelle pour enlever le peu de solvant sulfolane qui est entrainé dans le raffinât 3. L’eau de lavage 8 est composée essentiellement d’eau et de sulfolane, le flux non- aromatique 7 est composé du raffinât exempt de solvant.
Par souci de simplification, les sections optionnelles de stripage de l’eau et de régénération du solvant ne sont pas représentées sur la figure 1 . Lesdites sections optionnelles de stripage de l’eau et de régénération du solvant permettent de traiter les flux d’eau utilisés dans le procédé de séparation selon l’invention et de purifier le sulfolane.
L’extrait 4 de l’extracteur liquide-liquide T1 alimente la section de stripage de l’extrait T3 qui permet d’éliminer les non aromatiques entrainés avec le solvant et les aromatiques et créer le flux de recyclage d’extrait 5 suffisant pour retourner à l’extracteur liquide-liquide T1. Au préalable, le flux gazeux 9 en tête de la section de stripage de l’extrait T3 est envoyé vers le condenseur décanteur CD3 afin d’éliminer la phase aqueuse 10.
La section de stripage de l’extrait T3 comprend une colonne de stripage opérée à une température de fond de 180°C.
L’extrait purifié 12 en fond de la section de stripage de l’extrait T3 contenant essentiellement le solvant et des aromatiques est envoyé vers la tour de récupération des aromatiques T6, qui permet de récupérer en fond le solvant recyclé vers l’extracteur liquide-liquide T1 en tant que flux de solvant 2, et de récupérer un flux de tête qui est envoyé vers le condenseur décanteur CD6 qui permet de soutirer une eau décantée 14 et flux aromatique 13. La tour de récupération des aromatiques T6 fonctionne par l’envoi de vapeur d’eau 11 en fond de colonne.
La tour de récupération des aromatiques T6 est opérée à une température de fond de 180°C.
La table 8 présente les compositions massiques des flux sortants du procédé de séparation selon l’invention.
Table 8
Figure imgf000021_0001
La table 9 présente la répartition massique des flux du procédé de séparation entre l’entrée et la sortie de l’unité d’extraction des aromatiques. Table 9
Figure imgf000022_0001
La table 10 présente les rendements d’extraction des composés aromatiques dans le flux aromatique 13 par rapport à la charge 1.
Table 10
Figure imgf000022_0002
L’exemple 3 selon l’invention démontre une amélioration du rendement d’extraction des aromatiques totaux par rapport à l’exemple 1 de référence. En outre, l’exemple 3 selon l’invention démontre également une amélioration pour la récupération des aromatiques les plus lourds par rapport à l’exemple 2 selon l’invention (voir Table 7 vs Table 10).

Claims

REVENDICATIONS
1. Procédé de séparation de composés aromatiques à partir d’une charge (1) comprenant un mélange de composés aromatiques et non-aromatiques, le procédé comprenant les étapes suivantes :
- extraire des aromatiques de la charge (1) au moyen d’un extracteur liquide-liquide (T1) alimenté avec un flux de solvant (2) pour produire au moins un extrait (4) concentré en composés aromatiques par rapport à la composition de la charge (1), et un raffinât (3) concentré en composés non-aromatiques par rapport à la composition de la charge (1) ;
- alimenter une partie supérieure (Z1) et une partie inférieure (Z2) de l’extracteur liquide- liquide (T1) avec respectivement une première fraction (51) et une deuxième fraction (52) de recyclage d’extrait (5), la partie supérieure (Z1) et la partie inférieure (Z2) étant définies par rapport à la position du point d’alimentation de la charge (1) dans l’extracteur liquide-liquide (T1).
2. Procédé selon la revendication 1 , dans lequel le flux de solvant 2 alimente la tête de la partie supérieure Z1 de l’extracteur liquide-liquide T1
3. Procédé selon la revendication 1 ou la revendication 2, dans lequel la première fraction (51) alimente ladite partie supérieure (Z1) en un point disposé à une position comprise entre 0,05x|_1 et 0,95x|_1 , de préférence entre 0,2x|_1 et 0,9x|_1 et de préférence entre 0,3x|_1 et 0,8x|_1 , L1 étant la longueur de la tête de l’extracteur liquide-liquide T1 à la position du point d’alimentation de la charge (1).
4. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel la première fraction (51) alimente ladite partie supérieure (Z1) en dessous du point d’alimentation du flux de solvant (2).
5. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel la deuxième fraction (52) alimente ladite partie inférieure (Z2) en un point disposé à une position comprise entre 0x|_2 et 0,3x|_2, de préférence entre 0x|_2 et 0,2x|_2 et de préférence entre Ox L2 et 0, 1 x [_2, L2 étant la longueur de la position du fond de l’extracteur liquide-liquide T1 au point d’alimentation de la charge (1).
6. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel le ratio massique de la première fraction (51) sur la deuxième fraction (52) est compris entre 0,01 et 0,99, de préférence entre 0,1 et 0,95, de préférence entre 0,15 et 0,85 et de préférence entre 0,2 et 0,8.
7. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel le ratio massique du solvant (2) sur la charge (1) est compris entre 0,1 et 50, de préférence entre 0,5 et 20, de préférence entre 1 et 9, de préférence entre 3 et 8.
8. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel le ratio massique du recyclage d’extrait (5) sur la charge (1) est compris entre 0,05 et 10, de préférence entre 0,1 et 8, de préférence entre 0,2 et 5, de préférence entre 0,3 et 2.
9. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel la charge (1) contient des composés aromatiques et non-aromatiques comprenant de 6 à 11 atomes de carbone.
10. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’extracteur liquide-liquide (T1) est opéré à au moins une des conditions opératoires suivantes : une pression comprise entre 0,05 MPa et 3 MPa, de préférence entre 0,1 MPa et 2 MPa, de préférence entre 0,2 MPa et 1 ,5 MPa, de préférence entre 0,3 MPa et 1 MPa ; une température comprise entre 10°C et 150°C, de préférence entre 15°C et 130°C, de préférence entre 30°C et 120°C, de préférence entre 40°C et 110°C.
11. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, comprenant les étapes suivantes :
- stripage de l’extrait (4) au moyen d’une section de stripage de l’extrait (T3) pour séparer un flux gazeux (9) comprenant des composés non-aromatiques et un extrait purifié (12) ;
- séparation des aromatiques de l’extrait purifié (12) au moyen d’une tour de récupération des aromatiques (T6) pour séparer le flux de solvant (2) et des vapeurs de tête comprenant un flux aromatique (13).
12. Procédé selon la revendication 11 , comprenant au moins une des étapes suivantes : alimentation de l’extracteur liquide-liquide (T1) avec un flux de solvant (2) comprenant un solvant choisi dans la liste constituée par l’éthylène glycol, le diéthylène glycol, le triéthylène glycol, hexaméthylphosphoramide, le carbonate de propylène, le carbonate d’éthylène, le sulfolane, le 3-methylsulfolane, le N-méthylacétamide, le N,N-diméthylacétamide, la butyrolactone, la 1-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, la caprolactame, le N-méthylformamide, la pyrrolidine-2-one, le furfural, le 1 ,1 ,3,3-tétraméthylurée et un mélange de ceux-ci ;
- séparation de phase du flux gazeux (9) dans un condenseur décanteur (CD3) pour séparer le recyclage d’extrait (5) et une phase aqueuse (10) ;
- lavage à l’eau du raffinât (3) au moyen d’une tour de lavage à l'eau (T2) alimentée en eau (6) pour produire un flux non-aromatique (7) et de l'eau de lavage (8) ;
- régénération d’au moins une portion du flux de solvant (2) au moyen d’une section de régénération du solvant par un entraînement à la vapeur sous-vide ;
- condensation des vapeurs de tête dans un condenseur décanteur (CD6) pour produire le flux aromatique (13). Procédé selon la revendication 12, comprenant au moins une des étapes suivantes :
- alimentation de l’extracteur liquide-liquide (T1) avec un flux de solvant choisi parmi l’éthylène glycol, le diéthylène glycol, le triéthylène glycol, hexaméthylphosphoramide, le carbonate de propylène, le carbonate d’éthylène, le sulfolane, le 3-methylsulfolane, le N-méthylacétamide, le N,N-diméthylacétamide, la butyrolactone, la 1- méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, la caprolactame, le N-méthylformamide, la pyrrolidine-2-one, le furfural, le 1 ,1 ,3,3-tétraméthylurée et un mélange de ceux-ci ;
- stripage des composés hydrocarbures présents dans l’eau de lavage (8) et/ou dans la phase aqueuse (10) au moyen d’une section de stripage de l’eau pour produire de l'eau ;
- alimentation de la tour de récupération des aromatiques (T6) en vapeur d’eau (11) pour produire des vapeurs de tête comprenant en outre de la vapeur d’eau, et condensation des vapeurs de tête dans le condenseur décanteur (CD6) pour produire le flux aromatique (13) et de l’eau décantée (14). Procédé selon la revendication 13, comprenant au moins une des étapes suivantes :
- alimentation de l’extracteur liquide-liquide (T1) avec un flux de solvant (2) comprenant du sulfolane et de l’eau ;
- recyclage de l'eau produite par la section de stripage de l’eau vers la tour de récupération des aromatiques (T6). Dispositif de séparation de composés aromatiques à partir d’une charge (1) comprenant un mélange de composés aromatiques et non-aromatiques, le dispositif comprenant un extracteur liquide-liquide (T1) adapté pour extraire des aromatiques de la charge (1) avec un flux de solvant (2) et produire au moins un extrait (4) concentré en composés aromatiques par rapport à la charge (1), et un raffinât (3) concentré en composés non- aromatiques par rapport à la composition de la charge (1), l’extracteur liquide-liquide (T1) comprenant :
- un point d’alimentation de la charge (1) ;
- un point d’alimentation du flux de solvant (2) ; - un point d’alimentation d’une première fraction (51) de recyclage d’extrait (5) disposé dans une partie supérieure (Z1) de l’extracteur liquide-liquide (T1) ;
- un point d’alimentation d’une deuxième fraction (52) de recyclage d’extrait (5) disposé dans une partie inférieure (Z2) de l’extracteur liquide-liquide (T1), la partie supérieure (Z1) et la partie inférieure (Z2) étant définies par rapport à la position du point d’alimentation de la charge (1) dans l’extracteur liquide-liquide (T1).
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J.-P. WAUQUIEZ: "Procédé de séparation", 1998, pages: 438 - 444

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