FR3083243A1

FR3083243A1 - Procede integre d'hydrocraquage deux etapes et d'un procede d'hydrotraitement a circulation d'hydrogene inversee

Info

Publication number: FR3083243A1
Application number: FR1855945A
Authority: FR
Inventors: Pascal CHATRON-MICHAUD; Aline GREZAUD; Thomas Plennevaux; Tiago Neves; Elodie TELLIER
Original assignee: IFP Energies Nouvelles IFPEN
Current assignee: IFP Energies Nouvelles IFPEN
Priority date: 2018-06-29
Filing date: 2018-06-29
Publication date: 2020-01-03

Abstract

L'invention concerne un procédé intégré d'hydrocraquage et d'hydrotraitement de charges hydrocarbonées de type DSV et gazole, mis-en-œuvre en deux étapes et avec une circulation d'hydrogène inversée. L'invention permet la production de distillats moyens avec une efficacité de procédé améliorée et comprend a) L'hydrocraquage (A) desdites charges (1) opérant, en présence d'un flux hydrogène (18) provenant de l'étape g) de séparation gaz/liquide (G) et d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage, b) la séparation gaz/liquide (B) de l'effluent issu de l'étape a) (3) pour produire un effluent liquide (4) et un effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène (20), c) l'envoi de l'effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène (20) dans une étape de compression (C) avant son recycle (21) dans l'étape e) d'hydrocraquage, d) le fractionnement (D) des effluents liquides issus des étapes a) (5) et e) (19)en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d'ébullition inférieurs à 340°C (7)(8)(9) et une fraction liquide non convertie (10), e) l'hydrocraquage (E) de ladite fraction liquide non convertie issue de l'étape d) (12) opérant, en présence d'un flux d'hydrogène provenant de l'étape c) de compression (21) et d'un catalyseur d'hydrocraquage, f) l'hydrotraitement (F) de l'effluent issu de l'étape e) (14) en mélange avec une charge liquide hydrocarbonée de type gazole(15), g) la séparation gaz/liquide (G) de l'effluent issu de l'étape f) (17) pour produire un effluent liquide (19) et un effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène (18), ledit effluent gazeux (18) étant dirigé vers l'étape a) d'hydrocraquage afin d'apporter la couverture et l'appoint d'hydrogène nécessaires.

Description

Domaine de l’invention

L'hydrocraquage de coupes pétrolières lourdes est un procédé clé du raffinage qui permet de produire, à partir de charges lourdes excédentaires et peu valorisables, les fractions plus légères telles que essences, carburéacteurs et gazoles légers que recherche le raffineur pour adapter sa production à la demande. Certains procédés d'hydrocraquage permettent d'obtenir également un résidu fortement purifié pouvant constituer d'excellentes bases pour huiles ou une charge valorisable facilement dans une unité de craquage catalytique par exemple. Un des effluents particulièrement ciblé par le procédé d’hydrocraquage est le distillât moyen (fraction qui contient la coupe gazole et la coupe kérosène).

Le procédé d’hydrocraquage des distillais sous vide ou DSV permet de produire des coupes légères (Gasoil, Kérosène, naphtas,...) plus valorisables que le DSV lui-même. Ce procédé catalytique ne permet pas de transformer entièrement le DSV en coupes légères. Après fractionnement, il reste donc une proportion plus ou moins importante de fraction de DSV non convertis nommée UCO ou Unconverted Oil selon la terminologie anglo-saxonne. Pour augmenter la conversion, cette fraction non convertie peut être recyclée à l’entrée du réacteur d’hydrotraitement ou à l’entrée du réacteur d’hydrocraquage. Le recyclage de la fraction non convertie à l’entrée du réacteur d’hydrotraitement ou à l’entrée du réacteur d’hydrocraquage permet à la fois d’augmenter la conversion, mais permet aussi d’augmenter la sélectivité en Gasoil et kérosène. Une autre manière d’augmenter la conversion en maintenant la sélectivité est d’ajouter un réacteur de conversion ou d’hydrocraquage sur la boucle de recycle de la fraction non convertie vers la section du séparation haute pression. Ce réacteur et le recycle associé constitue une seconde étape d’hydrocraquage. Ce réacteur étant situé en aval de la section de fractionnement, il opère avec peu de soufre (H₂S) et peu d’azote, ce qui permet d’utiliser éventuellement des catalyseurs moins sensibles à la présence de soufre en augmentant la sélectivité du procédé.

Le procédé d’hydrodésulfuration des gazoles permet de diminuer la quantité de soufre contenue dans une coupe gazole tout en minimisant la conversion de la charge en produits plus légers (gaz, naphta). La charge de l’hydrodésulfuration peut être constituée de gazole straight run selon la terminologie anglo-saxonne ou gazole issu du fractionnement atmosphérique d’un pétrole brut, de Light Vacuum Gasoil Oil selon la terminologie anglo-saxonne ou distillât sous vide légers, de LCO ou de distillât issus d’un procédé de conversion (FCC, coker ou procédé de cokéfaction, unité de conversion de résidus en lit bouillonnant de type H-Oii...), d’une charge gazole issue de la conversion de biomasse (estérification par exemple), seuls ou en mélange, par exemple.

La pression partielle d’hydrogène requise pour ce procédé est plus faible que la pression partielle d’hydrogène dans l’hydrocraqueur. Il est courant que ces deux procédés soient présents dans une même raffinerie sans être intégrés. Cependant, ils reposent sur des schémas de procédé très similaires, constitués d’un four de charge, de réacteurs en lits fixes, de compresseurs de recycle d’hydrogène, et de sections de séparation haute pression plus ou moins complexes.

L’invention consiste d’une part à intégrer un hydrocraquage de distillais sous vide deux étapes avec une hydrodésulfuration des gazoles et d’autre part à opérer une circulation d'hydrogène inversée au sein dudit complexe intégré. L’intégration des sections réactionnelles repose sur l'utilisation d’une partie du réacteur de ia seconde étape d’hydrocraquage pour désulfurer la charge gazole en mélange avec l’effluent de la seconde étape d’hydrocraquage. L’invention permet un gain significatif sur ie nombre d’équipements, la taille des équipements et sur l’investissement.

Art antérieur

Dans un complexe de production de distillate moyens selon l’art antérieur, constitué d’une unité d’hydrocraquage de distillais sous vide et d’hydrotraitement de gazole fonctionnant séparément, chaque unité possède un compresseur de recycle qui lui est propre.

En particulier, au sein du procédé d’hydrocraquage en deux étapes, le compresseur de recycle fournit deux couvertures d’hydrogène, l’une étant dédiée à la première étape et l’autre dédiée à la seconde étape. Les effluents des étapes 1 et 2 sont mis en mélange puis dirigés vers une section de séparation gaz/liquide à haute pression commune aux deux étapes. Le flux gazeux séparé et riche en hydrogène présente un débit conséquent. Il constitue le gaz de recycle de i’unité d’hydrocraquage.

Classiquement, le complexe comprend donc deux compresseurs de recycle : le premier voit circuler ia couverture d’hydrogène nécessaire à l’hydrotraitement de gazole, le second voit circuler deux couvertures d’hydrogène chacune nécessaire à l’une ou l’autre étape de l’hydrocraquage de DSV.

Le brevet US 5,958,218 A décrit deux unités de traitement de coupes hydrocarbures fonctionnant en parallèle et avec une circulation de l’hydrogène en série entre lesdites unités. Plus particulièrement, l'invention décrit un complexe de traitement fonctionnant en deux étapes, avec des sections de séparation/fractionnement des effluents mutualisées entre ces étapes. La circulation de l’hydrogène en série consiste à mettre en mélange un flux d’hydrogène riche provenant du compresseur de recycle du complexe avec la charge de la seconde étape, elle-même issue de la colonne de fractionnement. L’effluent de la seconde étape est dirigé vers un ballon séparateur pour former d’une part un flux gazeux riche en hydrogène, d’autre part une fraction liquide hydroprocessée. Le flux gazeux issu de ce séparateur est mis en mélange avec la charge hydrocarbure de la première étape. L’effluent de la première étape est dirigé vers un séparateur pour former un flux gazeux riche en hydrogène et une fraction liquide hydroprocessée. Ce flux gazeux riche en hydrogène est mélangé avec un appoint d’hydrogène et constitue, après compression, le gaz de recycle du complexe qui alimente la seconde étape. Les fractions liquides hydroprocessées issues des deux étapes sont fractionnées dans une colonne mutualisée.

Les travaux de recherche du demandeur i'ont conduit à découvrir qu’il est possible de se limiter à un unique compresseur de recycle à débit réduit pour l’ensemble du complexe. L’invention repose sur une circulation d’hydrogène inversée appliquée à une unité intégrée d'hydrocraquage de distiliats sous vide et d’hydrotraitement de gazoles. Les avantages de l’invention, par rapport aux procédés dédiés à l’hydrocraquage d’une charge distiliats sous vide et à l’hydrodésulfuration de gazoles fonctionnant séparément, sont :

- Limiter le nombre d'équipements, et en particulier réduire le nombre de compresseurs d'hydrogène ;

- Réduire la capacité design du compresseur de recycle du complexe intégré sans dégrader la couverture hydrogène de chacune des sections réactionnelles ;

· Réduire la capacité design des équipements haute pression de la section de séparation des effluents :

- Réduire l’investissement initial ;

- Améliorer l’efficacité global du procédé.

Résumé de l’invention

La présente invention concerne un procédé intégré d’hydrocraquage en deux étapes d'une charge distiliats sous vide et d’hydrotraitement d’une charge gazoles, avec une circulation d’hydrogène inversée.

En particulier, la présente invention concerne un procédé d'hydrocraquage de charges hydrocarbonées contenant au moins 20% volume et de préférence au moins 80% volume de composés bouillant au-dessus de340°C, ledit procédé comprenant et de préférence constitué d’au moins les étapes suivantes :

a) L’hydrocraquage desdites charges opérant, en présence d'un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène issu de l’étape de séparation g) et d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L,

b) La séparation gaz/liquide de l’effluent issu de l’étape a) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène,

c) L’envoi de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène dans une étape de compression avant son recycle dans la seconde étape e) d’hydrocraquage,

d) Le fractionnement de l’effluent liquide issu de l’étape b) de séparation et de l’effluent liquide issu de l'étape g) de séparation en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C et une fraction liquide non convertie ayant un point d’ébullition supérieurs à 340°C,

e) L’hydrocraquage d’au moins une partie de ladite fraction liquide non convertie issue de l’étape d) de fractionnement opérant, en présence d'au moins une partie de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène issu de l’étape c) de compression et d’un catalyseur d’hydrocraquage, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h’¹ et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L,

f) L’hydrotraitement de l’effluent issu de l’étape e) en mélange avec une charge liquide hydrocarbonée comprenant au moins 95% poids de composés bouillants à une température d’ébullition comprise entre 150 et 400°C, ladite éfeipe f) d’hydrotraitement opérant en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, à une température comprise entre 200 et390°C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L,

g) La séparation gaz/liquide de l’effluent issu de l’étape f) d’hydrotraitement pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène et l'envoi dudit effluent gazeux vers la première étape a) d’hydrocraquage.

Un avantage de la présente invention est de fournir un procédé intégré permettant le traitement d’une charge de distiliats sous vide et d'une charge de gazoles au sein d’une même unité. L’intégration repose sur un co-traitement de l’effluent issu de ia deuxième étape d’hydrocraquage e) en mélange avec une charge liquide hydrocarbonée de type gazole de préférence externe audit procédé selon l’invention, dans une étape f) d’hydrotraitement, en aval de l’étape d’hydrocraquage e) et permet une réduction importante du nombre d’équipements tout en conservant la sélectivité en distiilats moyens. En particulier, l’invention permet de se limiter à un unique compresseur de recycle pour l’ensemble du complexe.

Un autre avantage de la présente invention, obtenu par la circulation inversée de l’hydrogène, est de réduire fortement le débit du flux d’hydrogène circulant au travers dudit compresseur sans dégrader ia couverture d’hydrogène des sections réactionnelles. L'invention permet ainsi une réduction de la capacité dimensionnante de certains équipements, plus particulièrement celle du compresseur de recycle et des équipements contenus dans la section de séparation haute pression de la boucle hydrogène.

Un autre avantage de la présente invention est de fournir un complexe qui par l’intégration de deux procédés permet la réduction du cout d’investissement initiai et une amélioration de l'efficacité globale du procédé.

Description détaillée de l’invention

Etape a)

Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape a) d’hydrocraquage desdites charges opérant, en présence d'un effluent gazeux comprenant au moins de hydrogène issu de l'étape g) de séparation gaz/liquide et d'au moins un catalyseur d’hydrocraquage, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entie 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h’¹ et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L.

Compte tenu du mode de circulation inversé de l’hydrogène, le rapport volumique sera résultant du rapport volumique implémenté dans la seconde étape e) d’hydrocraquage.

Les conditions opératoires telles que température, pression, taux de recyclage d’hydrogène, vitesse spatiale horaire, pourront être très variables en fonction de la nature de la charge, de la qualité des produits désirés et des installations dont dispose le raffineur.

De préférence, étape a) d’hydrocraquage selon l'invention opère à une température comprise entre 320 et 450°C, de manière très préférée entre330 et 435°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, et de manière très préférée entre 6 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 4 h-1, de manière très préférée entre 0,3 et 5 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure est compris entre 200 et 2000 L/L.

Ces conditions opératoires utilisées dans l’étape a) du procédé selon l'invention permettent généralement d’atteindre des conversions par passe, en produits ayant des points d'ébullition inférieurs à 340°C, et mieux inférieurs à 370°C, spérieures à 15%poids et de manière encore plus préférée comprises entre 20 et 95%poids.

Conformément à l’invention, les charges hydrocarbonées traitées dans le procédé selon l’invention et envoyées dans l’étape a) sont choisies parmi les charges hydrocarbonées contenant au moins 20% volume et de préférence au moins 80% volume de composés bouillant au-dessus de 340°C et de préférence entre 370 et 580 °C (c'est-à-dire correspondant à des composés contenant au moins 15 à 20 atomes de carbone).

Lesdites charges hydrocarbonées peuvent avantageusement être choisies parmi les VGO (Vacuum gas oil) selon la terminologie anglo-saxonne ou distillais sous vide (DSV) tels que par exemple les gasoil issus de la distillation directe du brut ou d'unités de conversion telles que le FCC, le coker (ou procédé de cokéfaction) ou la viscoréduction ainsi que des charges provenant d'unités d'extraction d'aromatiques des bases d’huile lubrifiante ou issues du déparaffinage au solvant des bases d'huile lubrifiante, ou encore des distillais provenant de désulfuration ou d’hydroconversion de RAT (résidus atmosphériques) et/ou de RSV (résidus sous vide), ou encore la charge peut avantageusement être une huile désasphaltée, ou des charges issues de la biomasse ou encore tout mélange des charges précédemment citées. La liste ci-dessus n'est pas limitative. En général, lesdites charges ont un point d'ébullition initial supérieur à 340°C, et de préférence supérieur à 370^!>C.

Lesdites charges hydrocarbonées peuvent contenir des hétéroatomes tels que le soufre et l’azote, La teneur en azote est usuellement comprise entre 1 et 8000 ppm poids, plus généralement entre 200 et 5000 ppm poids, et la teneur en soufre entre 0,01 et 6% poids, plus généralement entre 0,2 et 5% et de manière encore plus préférée entre 0,5 et 4 % poids.

Ladite charge traitée dans le procédé selon l’invention et envoyée dans l’étape a) peut éventuellement contenir des métaux. La teneur cumulée en nickel et vanadium des charges traitées dans les procédés selon l’invention est de préférence inférieure à 1 ppm poids.

La teneur en asphaltènes est généralement inférieure à 3000 ppm poids, de manière préférée inférieure à 1000 ppm poids, de manière encore plus préférée inférieure à 200 ppm poids.

Dans le cas où la charge contient des composés de type résines et/ou asphaltènes, il est avantageux de faire passer au préalable la charge sur un lit de catalyseur ou d'adsorbant différent du catalyseur d'hydrocraquage ou d'hydrotraitement.

Conformément à l’invention, l’étape a) d’hydrocraquage opère en présence d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage. De préférence, le catalyseur d’hydrocraquage est choisi parmi les catalyseurs classiques d’hydrocraquage connus de l’Homme du métier.

Les catalyseurs d’hydrocraquage utilisés dans les procédés d’hydrocraquage sont tous du type bifonctionnel associant une fonction acide à une fonction hydrogénante. La fonction acide est apportée par des supports de grandes surfaces (150 à 800 m².g-1 généralement) 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 apportée soit par un ou plusieurs métaux du groupe VIII de la classification périodique des éléments, soit par une association d'au moins un métal du groupe VIB de la classification périodique et au moins un métal du groupe VIII.

De préférence, le ou les catalyseurs d’hydrocraquage comprennent une fonction hydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIH choisi parmi le fer, le cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium et le platine et de préférence le cobalt et le nickel et/ou au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le chrome, le molybdène et le tungstène, seul ou en mélange et de préférence parmi le molybdène et le tungstène.

De préférence, la teneur en métal du groupe VIH dans le ou les catalyseurs d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,5 et 15% poids et de préférence entre 2 et 10% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d'oxydes.

De préférence, la teneur en métal du groupe VIB dans le ou les catalyseurs d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 5 et 25% poids et de préférence entre 15 et 22% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes.

Le ou les catalyseurs peuvent également éventuellement au moins un élément promoteur déposé sur le catalyseur et choisi dans le groupe formé par le phosphore, le bore et le silicium, éventuellement au moins un élément du groupe VHA (chlore, fluor préférés), et éventuellement au moins un élément du groupe VIIB (manganèse préféré), éventuellement au moins un élément du groupe VB (niobium préféré).

De préférence, le ou les catalyseurs d’hydrocraquage comprennent une fonction acide choisie parmi l’alumine, la silice alumine et les zéolithes, de préférence choisies parmi les zéolithes Y et de préférence choisi parmi la silice alumine et les zéolithes.

Un catalyseur préféré comprend et de préférence constitué au moins un métal du groupe VI et/ou au moins un métal du groupe VIII non noble, et une zéolithe Y et un liant alumine.

Un catalyseur encore plus préféré comprend et est de préférence constitué du nickel, du molybdène, une zéolithe Y et de l’alumine.

Un autre catalyseur préféré comprend et de est préférence constitué de nickel, de tungstène et de l’alumine ou de la silice alumine.

Dans l’étape a) du procédé selon l’invention, la conversion, durant la première étape, en produits ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C, d mieux inférieurs 370°C, est supérieure à 20% et de préférence supérieure à 30% et de manière encore plus préférée comprise entre 30 et 80% et de préférence entre 40 et 60%.

Les charges hydrocarbonées traitées dans le procédé selon l’invention et envoyées dans l’étape a) peuvent éventuellement être envoyées dans une étape d’hydroîraitement avant d’être envoyées dans l’étape a) d’hydrocraquage dudit procédé. Dans i’étape optionnelle d’hydrotraitement, lesdites charges sont avantageusement désulfurées et désazotées.

De préférence, ladite étape d’hydrotraitement est avantageusement mise en œuvre dans les conditions classiques d'hydroraffinage et en particulier en présence d’hydrogène et d’un catalyseur d’hydrotraitement et à une température comprise entre 200 et 400°C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h^-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L.

Des catalyseurs d’hydrotraitement classiques peuvent avantageusement être utilisés, de préférence qui contiennent au moins un support amorphe et au moins un élément hydro-déshydrogénant choisi parmi au moins un élément des groupes VÎB et VIH non noble, et le plus souvent au moins un élément du groupe VIB et au moins un élément du groupe VIil non noble.

De préférence, le support amorphe est de l’alumine ou de la silice alumine.

Des catalyseurs préférés sont choisis parmi les catalyseurs NiMo sur alumine et NiMo ou NIW sur silice alumine.

L’effluent issue de l’étape d’hydrotraitement et entrant dans l’étape a) d’hydrocraquage comprend une teneur en azote de préférence inférieure à 300 ppm poids et de préférence inférieure à 50 ppm poids.

Dans le cas où une étape d’hydrotraitement est mise en œuvre, l’étape d'hydrotraitement et l’étape d’hydrocraquage a) peuvent avantageusement être réalisées dans un même réacteur ou dans des réacteurs différents. Dans le cas où elles sont réalisées dans un même réacteur, le réacteur comprend plusieurs lits catalytiques, les premiers lits catalytiques comprenant le ou les catalyseurs d’hydrotraitement et les lits catalytiques suivants comprenant le ou les catalyseurs d’hydrocraquage.

Etape b)

Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape b) de séparation gaz/liquide de l’effluent issu de l'étape a) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène.

De préférence, l’étape b) de séparation gaz/liquide est mise en œuvre dans un séparateur haute température haute pression opérant à une température comprise entre 50 et 450°C, préférentiellement entre 100 et 400°C, encore plus préférentiellement entre 200 et 300°C, et une pression correspondant à la pression de sortie de a) diminuée des pertes de charges.

Etape c)

Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape c) d'envoi de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène issu de l’étape b) de séparation dans une étape de compression avant son recycle, de préférence au moins en partie et de manière préférée en totalité, dans la seconde étape e) d’hydrocraquage. Cette étape est nécessaire pour permettre le recycle du gaz en amont c’est-à-dire dans l’étape e) d’hydrocraquage, donc à pression plus élevée.

L’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène issu de l’étape b) de séparation peut avantageusement être mélangé avec de l’hydrogène d’appoint avant ou après son introduction dans l’étape c) de compression, de préférence via un compresseur d’hydrogène d’appoint ou de make up selon la terminologie anglo-saxonne.

De manière optionnelle, une partie de l’effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène comprimé issu de l’étape c) peut également avantageusement être envoyé entre les lits catalytiques du ou des réacteurs dans l’étape a) d’hydrocraquage afin de réaliser le quench des réactions d’hydrocraquage. Selon une autre option, ces mêmes quench peuvent être approvisionnés par une partie de l’effluent gazeux riche en hydrogène obtenu à l’étape g) de séparation gaz/liquide.

Etape d)

Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape d) de fractionnement de l’effluent liquide issu de l’étape b) de séparation et de effluent liquide issu de l’étape g) de séparation en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d’ébullition inférieurs à340°C, de préférence inférieur à 370°C et de marère préférée inférieure à 380°C et une fraction liquide non convertie ayant un point d’ébullition supérieurs à 340°C, de préférence supérieur à 370°C et de manière préférée supérieur à 380°C également appelée UCO ou « unconverted oii » selon ia terminologie anglo saxonne.

De préférence, l’effluent liquide issu de l’étape b) de séparation et de l’effluent liquide issu de l’étape g) de séparation sont mélangés en amont de l’étape d) de fractionnement.

De préférence, ladite étape d) de fractionnement comprend une première étape de séparation comprenant un moyen de séparation tel que par exemple un ballon séparateur ou d’un stripper à la vapeur opérant de préférence à une pression comprise entre 0,5 et 2 MPa, qui a pour but de réaliser une séparation l’hydrogène sulfuré (H₂S) d’au moins un effluent hydrocarboné produits durant les étapes a) et e) d’hydrocraquage et durant l’étape f) d’hydrotraitement. L’effluent hydrocarboné, issu de cette première séparation peut avantageusement subir une distillation atmosphérique, et dans certains cas l'association d’une distillation atmosphérique et d'une distillation sous vide. La distillation a pour but de réaliser une séparation entre les produits hydrocarbonés convertis, c'est à dire généralement ayant des points d'ébullition inférieurs à 340°C, de préférence inférieurs à 370°C et de manière préférée inférieurs à 38°C et une fraction liquide (résidu) non convertie (UCO).

Selon une autre variante, l’étape de fractionnement n’est constituée que d’une colonne de distillation atmosphérique.

Les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C, de préférence inférieur à 370°C et de manière préférée inférieursà 380°C sont avantageusement distillés à pression atmosphérique pour obtenir plusieurs fractions converties à point d’ébullition d’au plus 340°C, et de préférence une fraction gaz légers C1 -04, au moins une fraction essence et au moins une fraction distillais moyens kérosène et gazole.

La fraction liquide, résidu non convertie, (UCO) contenant des produits dont le point d’ébullition est supérieur à 340°C, de préférence supérieur à 370°Cet de manière préférée supérieur à 380°C et issue de la distillation est au moins en partie et de préférence en totalité introduite dans la deuxième étape d'hydrocraquage e) du procédé selon l’invention.

Une purge peut avantageusement être réalisée sur la fraction liquide résidu afin d’éviter l’accumulation de produits lourds polyaromatiques (HPNA) présents dans la boucle de recycle des coupes lourdes. En effet, les HPNA se forme progressivement lors de leur recycle dans la seconde étape d'hydrocraquage et le recycle de ces composants aromatiques lourds dans la boucle de la seconde étape d’hydrocraquage e) a pour conséquence d’augmenter leur poids moléculaires. La présence des HPNA dans ladite boucle de recycle entraîne à terme une perte de charge importante. Une purge est donc nécessaire afin de limiter l’accumulation de ces produits HPNA.

Etape e)

Conformément à l’invention, le procédé comprend une deuxième étape e) d’hydrocraquage d’au moins une partie de ladite fraction liquide non convertie issue de l’étape d), éventuellement purgée, opérant en présence d’au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène issu de l’étape c) de compression et d’un catalyseur d’hydrocraquage, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L.

De préférence, l’étape e) d’hydrocraquage selon l'invention opère à une température comprise entre 320 et 450°C, de manière très préférée entre330 et 435°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, et de manière très préférée entre 9 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 3 h-1, et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure est compris entre 100 et 2000 L/L.

Ces conditions opératoires utilisées dans l'étape e) du procédé selon l’invention permettent généralement d’atteindre des conversions par passe, en produits ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C, de préférence inférieurs à 370Ό et de manière préférée inférieurs à 380°C, supérieures à 15%poids et de manière encore plus préférée comprises entre 20 et 80%poids.

Néanmoins, la conversion par passe dans l’étape e) est maintenue faible afin de maximiser la sélectivité du procédé en produit ayant des points d’ébullitions compris entre 150 et 370°C (distillate moyens). La conversion par passe est limitée par l’utilisation d’un taux de recycle élevé sur la boucle de deuxième étape d’hydrocraquage. Ce taux est défini comme le ratio entre le débit d’alimentation de l’étape e) et le débit de la charge de l’étape a), préférentiellement ce ratio est compris entre 0,2 et 4, 10 de manière préférée entre 0,5 et 2.

Conformément à l’invention, l’étape e) d’hydrocraquage opère en présence d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage. De préférence, le catalyseur d’hydrocraquage de deuxième étape est choisi parmi les catalyseurs classiques d’hydrocraquage connus de l’Homme du métier. Le catalyseur d’hydrocraquage utilisé dans ladite étape e) peut être identique ou différent de celui utilisé dans 15 l'étape a) et de préférence différent.

Les catalyseurs d’hydrocraquage utilisés dans les procédés d’hydrocraquage sont tous du type bifonctionnel associant une fonction acide à une fonction hydrogénante. La fonction acide est apportée par des supports de grandes surfaces (150 à 800 mig-1 généralement) présentant une acidité superficielle, telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées notamment), les 20 combinaisons d'oxydes de bore et d'aluminium, les silice-alumines amorphes et les zéolithes. La fonction hydrogénante est apportée soit par un ou plusieurs métaux du groupe VIII de la classification périodique des éléments, soit par une association d'au moins un métal du groupe ViB de la classification périodique et au moins un métal du groupe VIII.

De préférence, le ou les catalyseurs d’hydrocraquage utilisé dans l'étape e) comprennent une fonction 25 hydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIII choisi parmi le fer, le cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium et le platine et de préférence le cobalt et le nickel et/ou au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le chrome, le molybdène et le tungstène, seul ou en mélange et de préférence parmi le molybdène et le tungstène.

De préférence, la teneur en métal du groupe VIII dans le ou les catalyseurs d’hydrocraquage est 30 avantageusement comprise entre 0,5 et 15% poids et de préférence entre 2 et 10% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes.

Le ou les catalyseurs utilisés dans l’étape e) peuvent également éventuellement comprendre au moins un élément promoteur déposé sur le catalyseur et choisi dans le groupe formé par le phosphore, le bore et le silicium, éventuellement au moins un élément du groupe VIIA (chlore, fluor préférés), et éventuellement au moins un élément du groupe VIIB (manganèse préféré), éventuellement au moins un élément du groupe VB (niobium préféré).

De préférence, le ou les catalyseurs d’hydrocraquage utilisés dans l’étape e) comprennent une fonction acide choisie parmi l’alumine, la silice alumine et les zéoiithes, de préférence choisies parmi les zéoiithes Y et de préférence choisi parmi la silice alumine et les zéoiithes.

Un catalyseur préféré utilisé dans l’étape e) comprend et de préférence constitué au moins un métal du groupe VI et/ou au moins un métal du groupe VIII non noble, une zéolithe Y et de l’alumine.

Etape b

Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape f) d’hydrotraitement de l'effluent issu de l’étape e) en mélange avec une charge liquide hydrocarbonée comprenant au moins 95% poids de composés bouillants à une température d'ébullition comprise entre 150 et 400°C, de préférence entre 150 et 380°C et de manière préférée compriseentre 200 et 380°C.

La totalité de l’effluent issu de l’étape e) est donc co-traité dans une étape d’hydrotraitement f) en mélange avec une charge liquide hydrocarbonée distincte dudit effluent issu de la deuxième étape d’hydrocraquage e).

Ladite charge liquide hydrocarbonée peut avantageusement être une charge provenant d’une unité externe audit procédé selon l’invention ou un flux interne audit procédé selon l’invention, ledit flux interne étant différent dudit effluent issu de la deuxième étape d’hydrocraquage e). De préférence, ladite charge liquide hydrocarbonée est une charge provenant d’une unité externe audit procédé selon l’invention.

De préférence, ladite charge liquide hydrocarbonée traitée dans i’étape f) en mélange avec l’effiuent issu de i’étape e) est avantageusement choisie parmi les charges liquides hydrocarbonées issues de ia distillation directe d’un pétrole brut (ou straight run selon la terminologie anglo-saxonne) et de préférence choisies parmi ie gazoie straight run, ie Light Vacuum Gasoil Oil (LVGO) selon ia terminologie anglo-saxonne ou distillât sous vide légers, et les charges liquides hydrocarbonées issues d’une unité de cokéfaction (coking selon la terminologie anglo-saxonne), de préférence le gazole de coker selon la terminologie anglo-saxonne ou issu d’une unité de cokéfaction, d'une unité de viscoréduction (visbreaking selon la terminologie anglo-saxonne), d'une unité de vapocraquage (steam cracking selon la terminologie anglo-saxonne) et/ou d'une unité de craquage catalytique (Fluid Catalytic Cracking selon la terminologie anglo-saxonne), de préférence les LCO (light cycle oil) ou gazoles légers issus d'une unité de craquage catalytique, et une charge gazole issue de la conversion de biomasse (estérification par exemple), lesdites charges peuvent être prises seules ou en mélange.

Ladite charge liquide hydrocarbonée peut également avantageusement être une charge liquide hydrocarbonée issu d’une unité de conversion en lit bouillonnant de type H-Oil.

La proportion de ladite charge liquide hydrocarbonée distincte co-traitée avec l’effluent issu de l’étape e) dans l’étape f) représente entre 20% et 80% poids de la masse totale du mélange liquide total à l’entrée de l’étape f) d’hydrotraitement, de manière préférentielle entre 30% et 70% poids et de manière encore plus préférentielle entre 40% et 60% poids.

Le traitement de l’effluent issu de l’étape e) en mélange avec ladite charge liquide hydrocarbonée dans une étape f) d’hydrotraitement, en aval de l’étape d'hydrocraquage e), permet en plus de désulfurer ladite charge liquide hydrocarbonée, de minimiser la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA). Minimiser la formation des HPNA permet de minimiser la purge requise sur la fraction liquide, résidu non convertie, (UCO) issue de l’étape d) et donc d’augmenter la conversion globale du procédé. Le taux de purge, correspondant au ratio entre le débit massique du flux de purge et le débit massique de la charge hydrocarbonée entrant dans le procédé selon l’invention est avantageusement compris entre 0 et 2%.

Conformément à l’invention, ladite étape f) opère en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, à une température comprise entre 200 et 390°C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L.

Des catalyseurs d’hydrotraitement classiques peuvent avantageusement être utilisés dans ladite étape f), de préférence qui contiennent au moins un support amorphe et au moins un élément hydrodéshydrogénant choisi parmi au moins un élément des groupes VIB et VIII non noble, et de préférence au moins un élément du groupe VIB et au moins un élément du groupe VIII non noble.

De préférence, le support amorphe est de l’alumine ou de la silice alumine.

Des catalyseurs préférés sont choisis parmi les catalyseurs NiMo ou CoMo sur alumine et NiMo ou NiW sur silice alumine.

De manière surprenante, l'étape d’hydrotraitement f) permet également la conversion de la partie non convertie de l’effluent issu de l’étape d’hydrocraquage e), ce qui permet de réduire la quantité de catalyseur utilisée dans l’étape e) d’hydrocraquage à iso conversion par passe de l’étape constituée par la combinaison de l’étape e) d’hydrocraquage et de l’étape f) d’hydrotraitement. Par ailleurs, la présence de l’étape d’hydrotraitement f) augmente la quantité d’hydrogène dans le recycle de la fraction liquide non convertie ayant un point d’ébullition supérieur à 340°C (UCO) vers l’étape e) d’hydrocraquage, ce qui facilite leur conversion dans ladite étape e) et diminue encore ainsi la quantité de catalyseur nécessaire dans ladite étape (à iso-durée de vie).

L’étape d’hydrocraquage e) et l’étape d’hydrotraitement f) peuvent avantageusement être réalisées dans un même réacteur ou dans des réacteurs différents. Dans le cas où elles sont réalisées dans un même réacteur, une injection intermédiaire de la charge liquide hydrocarbonée est avantageusement mise en œuvre entre les différents lits catalytiques. Dans ce cas, le réacteur comprend plusieurs lits catalytiques, les premiers lits catalytiques comprenant le ou les catalyseurs d’hydrocraquage et les lits catalytiques suivants comprenant le ou les catalyseurs d’hydrotraitement.

Etape g)

Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape g) de séparation gaz/liquide de l’effluent issu de l’étape f) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène.

De préférence, la totalité de i’effluent issu de l’étape f) d’hydrotraitement est envoyé dans l’étape g) de séparation.

De préférence, l’étape g) de séparation gaz/liquide est mise en œuvre dans un séparateur haute température haute pression opérant à une température comprise entre 50 et 450°C, préférentiellement entre 100 et 400°C, encore plus préférentiellement entre 200 et 300°C, et une pression correspondant à la pression de sortie de f) diminuée des pertes de charges.

L’effluent gazeux riche en hydrogène issu de l’étape g) est dirigé selon l’invention vers la première étape a) d’hydrocraquage afin d’apporter la couverture d’hydrogène nécessaire à cette étape. L’étape g) de séparation ainsi que les étapes réactionnelles e) et f) situées en amont opèrent à une pression légèrement supérieure à la pression de l’étape a). Cette configuration permet le recycle directe dudit effluent gazeux vers l’étape a) sans compression intermédiaire.

Ainsi, ie gaz de recycle transite dans un premier temps depuis l’étape c) de compression vers ia seconde étape e) d’hydrocraquage, puis l’excédent de gaz riche en hydrogène issu de l’étape f) est collecté dans i’étape g) de séparation avant d’être recyclé vers la première étape a) d’hydrocraquage. L’excédent de gaz riche en hydrogène issu de l’étape a) est alors collecté dans l’étape b) de séparation pour finalement clore la boucle hydrogène via l’étape de compression c). Ce mode de circulation de l’hydrogène dit inversé permet l’utilisation d’une seule et unique couverture d’hydrogène utilisée en série par les deux étapes du procédé intégré (étapes réactionnelles e) et f) dans un premier temps, étape a) dans un second temps).

Cette configuration implique une réduction forte du débit de gaz de recycle du complexe par rapport à la configuration d’hydrocraquage en deux étapes selon l’art antérieur ; il implique également un fonctionnement à pression partielle d’hydrogène supérieur en deuxième étape par rapport à la première étape.

Enfin, en plus de limiter le débit du compresseur de recycle, l’invention permet avec un unique compresseur de recycle de traiter deux coupes pétrolières distinctes : la charge distiliats sous vide au sein des étapes d’hydrocraquages a) et e) d’hydrocraquage et ia charge gazole au sein de l'étape f) d’hydrotraitement.

Description de la figure

La figure 1 illustre un mode de réalisation particulier de l’invention.

La charge hydrocarbonée de type DSV ou VGO (1) est mise en mélange avec un flux riche en hydrogène (18) provenant d’un ballon séparateur gaz/liquide G de l’étape g). Le flux de mélange (2) entre dans une section d’hydrocraquage A de l’étape a) correspondant à la première étape d’hydrocraquage. Ladite section peut comprendre un ou deux réacteurs d’hydrocraquage R1 et/ou R2 (non représentés sur la figure). L’effluent (3) issu de l’étape a) est envoyé dans un séparateur gaz/liquide B de l’étape b) permettant d’isoler un flux gazeux comprenant de l’hydrogène (20). L’effluent gazeux (20) est envoyé dans un compresseur de recycle C, il est mélangé avec un flux (22) d’appoint d’hydrogène puis envoyé dans le réacteur d’hydrocraquage E de la seconde étape d’hydrocraquage e) via le flux (21).

L'effluent liquide (4) issu du séparateur B de l’étape b) est mélangé avec l’effluent liquide (19) issu du séparateur G de l’étape g) ; le mélange (5) des effluents liquides alimente une colonne de fractionnement D de l’étape d).

Un effluent comprenant des coupes légères (6), une coupe essence (7), une coupe kérosène (8) et une coupe gazole (9) sont séparées dans la colonne de fractionnement. Une coupe fraction liquide non convertie nommée UCO (UnConverted-Oil) (10) est également séparée puis envoyé via le flux (12) dans une seconde section d’hydrocraquage E de l'étape e). La charge d’UCO (12) est mélangée avec un flux d'hydrogène (21) provenant du compresseur C avant envoi du mélange (13) dans l’étape e). Ladite section d’hydrocraquage E comprend un réacteur d’hydrocraquage R3 (non représenté sur la figure). Une purge (11) est mise en œuvre sur le flux de la fraction liquide non convertie issu de l’étape d).

Une charge liquide hydrocarbonées (15) de type gazole externe au procédé selon l’invention est injectée en aval de la section d’hydrocraquage E de l’UCO et est traitée dans une section F d’hydrodésulfuration de l’étape f) en mélange avec l’effluent issu de la section d’hydrocraquage E, i.e. i’UCO hydrocraqué (14),

L’effluent (17) issu de l’étape f) est envoyé dans un séparateur gaz/liquide G de l’étape g) permettant d’isoler un flux gazeux comprenant de l’hydrogène (18).

L’effluent gazeux (18) constitue la couverture hydrogène de la première étape a) et est mélangé avec la charge DSV (1). L’effluent liquide (19) issu du séparateur G est mélangé avec l’effluent liquide (4) issu du séparateur B puis alimente le fractionnement D.

Les exemples illustrent l’invention sans en limiter la portée.

Exemples :

Exemple 1 : comparatif : procédés dédiés

Cet exemple est un cas de base comparatif dans lequel les procédés d’hydrocraquage de DSV ou VGO et d’hydrodésulfuration des gazoles (GO) sont mis en œuvre dans deux procédés séparés dédiés.

L’unité d’hydrocraquage traite une charge gazole sous vide (VGO) et l'unité d’HDS de gazole traite une charge gazole (GO). Les caractéristiques des charges sont décrites dans le tableau 1 :

Type	VGO	GO
Débit	t/h	49	51
Densité	t/m³	0,92	0,83
PI TBP	°C	300	47
PF TBP	°C	552	416
S	wt%	2,18	0,68
N	wtppm	1800	210

Tableau 1

Conditions opératoires principales

Hydrotraitement de Gazole

La charge GO est injecté dans un réacteur d’hydrotraitement dans les conditions énoncées dans le tableau 2 :

Réacteur	H DS GO
Température	°C	336
Pression totale (entrée réacteur)	MPa	4.8
Pression partielle H₂ (sortie réacteur)	MPa	3,0
H₂/HC entrée réacteur
(hors make-up et quench)	Nm³/Sm³	150
		CoMo sur alumine
Catalyseur		HR1246
WH	h-1	1,05

Tableau 2

La catalyseur utilisé est un catalyseur CoMo sur alumine de type HR1246 commercialisé par la société Axens.

Le procédé d’HDS de gazole est ensuite composé d’un train de récupération de chaleur puis de séparation à haute pression incluant un compresseur de recycle et permettant de séparer d’une part l’hydrogène, les composé soufré et azoté et d’autre part l’effluent désulfuré alimentant un strippeur à 10 la vapeur afin de séparer le sulfure d’hydrogène et le naphta.

L’effluent gazole final a les propriétés suivantes énoncées dans ie tableau 3 :

Type	GO
Débit	t/h	46
Densité	t/m3	0,82
PI TBP	°C	151
PF TBP	°C	450
S	wtppm	10,00
N	wtppm	2

Tableau 3

Les caractéristiques du compresseur de recycle dédié à l’unité d’HDS de gazole sont les suivantes :

Compresseur de recycle	HDS GO
Débit dans les conditions opérations	m3/h	810
DP	MPa	2.0
Puissance	kW	520

Tableau 4

Hydrocraqueur deux étapes

La charge VGO est injectée dans une première étape d’hydrocraquage constituée de deux réacteurs

R1 et R2. Le premier réacteur R1 contient du catalyseur d’hydrotraitement opéré dans les conditions énoncées dans le tableau 5 :

Réacteur	R1
Température	C	385
Pression totale (entrée réacteur)	MPa	16,2
H2/HC (hors make-up et quench)	Nm³/Sm³	600
		CoMo sur alumine
Catalyseur		HR1058
WH	h-1	1,55

Tableau 5

La catalyseur utilisé est un catalyseur NiMo sur alumine de type HR1058 commercialisé par la société Axens.

L’effluent de ce réacteur est ensuite mélangé à un flux d’hydrogène pour être refroidi puis est injecté dans un second réacteur dit d’hydrocraquage R2 opérant dans les conditions du tableau 6 :

Réacteur	;	R2
Température	°C ί	390
Pression partielle H₂ (sortie réacteur)	MPa	13,0
		Métal sur zéolithe
Catalyseur		HYK753
WH	h-1	3,3

Tableau 6

La catalyseur utilisé est un catalyseur métal sur zéolithe de type HYK753 commercialisé par la société Axens.

R1 et R2 constituent la première étape de l’hydrocraqueur, l’effluent de R2 est ensuite envoyé dans une étape de séparation composée d'un train de récupération de chaleur puis de séparation à haute pression incluant un compresseur de recycle et permettant de séparer d’une part l’hydrogène, le sulfure d’hydrogène et l’ammoniaque et d’autre part l’effiuent liquide alimentant un strippeur puis une 5 colonne de fractionnement atmosphérique afin de séparer des flux concentré en H₂S, naphta, kerosene, gazole a la spécification souhaitée, et un flux lourd non converti. Ce flux lourd non converti est injecté dans un réacteur d’hydrocraquage R3 constituant ia seconde étape d’hydrocraquage. Ce réacteur R3 est mis en œuvre dans les conditions énoncées dans le tableau 7 :

Réacteur	R3
Température	°C	370
Pression totale (entrée réacteur)	MPa	15,6
Pression partielle H₂ (sortie réacteur)	MPa	13,4
H2/HG		;
(hors make-up et quench)	Nm³/Sm³	900
		Métal sur silice-alumine amorphe
Catalyseur		HDK766
WH	h-1	1,4

Tableau 7

La catalyseur utilisé est un catalyseur métal sur silice-alumine amorphe de type HDK766 commercialisé par la société Axens.

L’effluent de R3 est ensuite injecté dans l’étape de séparation à haute pression en aval de la première étape d’hydrocraquage. Le débit massique à l’entrée du réacteur R3 est égal au débit massique de la charge VGO, une purge correspondant à 1% massique du débit de la charge VGO est prise en fond 15 de fractionnement sur le flux d’huile non-convertie.

La coupe gazole produit dans l’hydrocraqueur et récupérée de la colonne de fractionnement est conforme aux spécifications euro V, en particulier elle possède moins de 10ppm poids de soufre.

Les caractéristiques du compresseur de recycle dédié à l'unité d’hydrocraquage de VGO sont les suivantes :

Compresseur de recycle	HCK DSV
Débit dans les conditions opérations	m^J/h	1270
DP	MPa	3,0
Puissance	kW	1420

Tableau 8

Exemple 2 : Selon l’invention

Cet exemple est un schéma conforme à invention dans lequel hydrodésulfuration des gazoles a lieu en co-processing avec l'effluent de seconde étape e) d’hydrocraquage (donc avec de l’UCO hydrocraqué) et au sein duquel la circulation d’hydrogène est inversée. Ce schéma se compose donc d’un unique hydrocraqueur deux étapes (il n’y a pas de procédé dédié à l’hydrodésulfuration du gazole).

La seconde étape e) d’hydrocraquage est constituée du réacteur R3 et traite un flux lourd non converti issu d’une colonne de fractionnement atmosphérique (étape d) en mélange avec un flux d’hydrogène issu de l’étape de compression c). Le débit massique à l’entrée du réacteur R3 est égal au débit massique de la charge VGO ou DVS, une purge correspondant à 1% massique du débit de la charge VGO est prise en fond de fractionnement sur le flux d'huile non-convertie. Le réacteur R3 opère dans des conditions opératoires identiques à celles de l'exemple 1, décrites dans le tableau 8.

Selon l’invention, l’effluent du réacteur R3 est ensuite mélangé à une charge GO identique à celle de l’exemple 1 décrite dans le tableau 1, et externe au procédé selon l’invention. Cette charge GO a été préalablement préchauffée par un moyen connu de l’homme du métier, par intégration thermique avec un autre flux du procédé. Le mélange effluent du réacteur R3 et la charge GO est ensuite injecté dans un réacteur d’hydrotraitement R4 (étape f) dont la cible est la désulfuration de la charge GO. Les conditions opératoires de ce réacteur sont les suivantes énoncées au tableau 9 :

Réacteur	;	R4 ί
Température	°C \|	385
Pression partielle		;
h₂	MPa	12,0
		NiMo sur alumine
Catalyseur		HR 1058
WH	h-1	5,0

Tableau 9

L’effluent du réacteur R4 (étape f) est ensuite injecté dans l’étape de séparation à haute pression g) permettant d'isoler un effluent gazeux riche en hydrogène. Cet effluent gazeux est dirigé vers la première étape d'hydrocraquage a) afin d’approvisionner l’hydrogène nécessaire.

La première étape a) d’hydrocraquage est alimentée en effluent gazeux riche en hydrogène selon l’invention par le séparateur gaz/liquide g) situé en aval de la seconde étape d’hydrocraquage. R1 et

R2 opèrent sur la charge VGO ou DSV décrite dans le tableau 1. Les conditions opératoires de ces deux réacteurs sont modifiées de par le nouveau mode de circulation de l’hydrogène et détaillées dans les tableaux 10 et 11.

Réacteur	R1
Température	°C	385
Pression totale (entrée réacteur)	MPa	14,0
H₂/HC (hors quench)	Nm7Sm“	1 000
		CoMo sur alumine
Catalyseur		HR1058
WH	h-1	1,20

Tableau 10
Réacteur	R2
Température	°C ί	390
Pression partielle H₂ (sortie réacteur)	MPa	11,5
		Métal sur zéolithe
Catalyseur		HYK753
WH	h-1	3,0

Tableau 11

La pression de la première étape se trouve diminuée par rapport au tableau 5 de l’exemple conforme. Selon l’invention, cette pression correspond à la pression d’entrée de la seconde étape diminuée des pertes de charges des réacteurs R3, R4 et des différents équipements permettant l’intégration thermique du complexe.

La couverture hydrogène de la première étape se trouve à l'inverse augmentée en comparaison avec l’exemple non-conforme. Elle résulte de la couverture imposée en seconde étape ; ce second effet vient contrebalancer en partie la chute de pression absolue.

A iso-performances, la WH est légèrement diminuée afin de compenser la diminution de pression partielle d’hydrogène résultant des effets combinés chute de pression/augmentation de couverture 15 hydrogène.

L’effluent de R2 est envoyé dans une étape de séparation b) composée d’un train de récupération de chaleur puis de séparation à haute pression permettant de séparer d’une part l’hydrogène, le sulfure d’hydrogène et l’ammoniaque et d’autre part l’effluent liquide de la première étape d’hydrocraquage.

L’effluent gazeux est dirigé vers l’étape de compression c) du complexe et constitue ie gaz de recycle 20 de l'unité envoyé en premier lieu vers l’étape e) d’hydrocraquage.

Les effluents liquides des deux étapes d’hydrocraquage alimentent depuis les séparateurs gaz/liquide

b) et g) un strippeur puis une colonne de fractionnement atmosphérique (étape d). Cette étape d) permet d’isoler les flux suivants : flux gazeux concentré en H₂S, naphta, kérosène, gazoie, et une fraction liquide lourde non converti (UCO) ayant un point d’ébullition supérieur à 380°C et constituart ia charge de la seconde étape e) d’hydrocraquage. La coupe gazole produite récupérée de la colonne de fractionnement est conforme aux spécifications euro V, en particulier elle possède moins de 10ppm poids de soufre.

Les caractéristiques du compresseur de recycle du complexe intégré selon l'invention sont :

Compresseur de recycle	HCK DSV intégré
Débit dans les conditions opérations	m3/h	635
DP	MPa	5,0
Puissance	kW	1420

Tableau 12

Le tableau 12 montre en comparaison avec l’exemple non-conforme une réduction d’un facteur deux du débit gaz circulant dans la boucle réactionnelle à iso-puissance du compresseur de recycle.

De manière inattendue, ia mise en œuvre du réacteur R4 de l’étape f) dans les conditions opératoires énoncées associée à une circulation d’hydrogène inversée permet, par rapport aux procédés dédiés de l’exemple 1 de :

- Réduire le volume catalytique nécessaire à l’hydrotraitement de la coupe gazole ;

- Limiter le nombre d’équipements, et en particulier se limiter à un unique compresseur de recycle pour tout le complexe ;

- Réduire la capacité design des équipements haute pression de la section de séparation des effluents ;

- Réduire l’investissement initial ;

- Améliorer l’efficacité global du procédé.

Claims

REVENDICATIONS

1. Procédé d’hydrocraquage de charges hydrocarbonées (1) contenant au moins 20% volume et de préférence au moins 80% volume de composés bouillant au-dessus de 340°C, ledit procédé comprenant au moins les étapes suivantes :

a) L’hydrocraquage (A) desdites charges opérant, en présence d’un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène issu de l’étape de séparation g) (18) et d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L,

b) La séparation gaz/liquide (B) de l’effluent issu de l’étape a) (3) pour produire un effluent liquide (4) et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène (20),

c) L’envoi de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène dans une étape de compression (C) avant son recycle (21) dans la seconde étape e) d’hydrocraquage (E),

d) Le fractionnement (D) de l’effluent liquide issu de l’étape b) de séparation (4) et de l’effluent liquide issu de l’étape g) de séparation (19) en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C (7)(8) et (9) et une fraction liquide non convertie ayant un point d’ébullition supérieurs à 340°C (10),

e) L’hydrocraquage (E) d’au moins une partie de ladite fraction liquide non convertie issue de l’étape d) de fractionnement (12) opérant, en présence d’au moins une partie de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène issu de l’étape c) de compression (21) et d’un catalyseur d’hydrocraquage, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h’¹ et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L,

f) L’hydrotraitement (F) de l’effluent issu de l’étape e) (14) en mélange avec une charge liquide hydrocarbonée comprenant au moins 95% poids de composés bouillants à une température d'ébullition comprise entre 150 et 4Q0°C (15) , ladite étape f) d’hydrotraitement opérant en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, à une température comprise entre 200 et 390°C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L,

g) La séparation gaz/iiquide de l’effluent issu de l’étape f) d’hydrotraitement (17) pour produire un effluent liquide (19) et un effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène (18) et l’envoi dudit effluent gazeux vers la première étape a) d’hydrocraquage (A).
2. Procédé selon la revendication 1 dans lequel les charges hydrocarbonées (1) traitées dans ledit procédé et envoyées dans l’étape a) sont choisies parmi les charges hydrocarbonées contenant au moins 80% volume de composés bouillant entre 370 et 580 °C.
3. Procédé selon l’une des revendications 1 ou 2 dans lequel les charges hydrocarbonées (1) traitées dans ledit procédé et envoyées dans l’étape a) sont choisies parmi les distillais sous vide (DSV) choisis parmi les gasoil issus de la distillation directe du brut ou d'unités de conversion et les distiilats provenant de désulfuration ou d'hydroconversion de résidus atmosphériques et/ou de résidus sous vide, les huiles désasphaltées, et les charges issues de la biomasse ou encore tout mélange des charges précédemment citées.
4. Procédé selon l’une des revendications 1 à 3 dans lequel l’étape a) d’hydrocraquage (A) opère à une température comprise entre 320 et 450°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 4 h-1, et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure est compris entre 200 et 2000 L/L.
5. Procédé selon l’une des revendications 1 à 4 dans lequel lesdites charges hydrocarbonées traitées (1) dans ledit procédé sont envoyées dans une étape d’hydrotraitement avant d’être envoyées dans ladite étape a) d’hydrocraquage (A), ladite étape d’hydrotraitement opérant en présence d’hydrogène et d’un catalyseur d’hydrotraitement et à une température comprise entre 200 et 400^!>C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L.
6. Procédé selon l’une des revendications 1 à 5 dans lequel le procédé comprend une étape d) de fractionnement de l’effluent liquide issu de l’étape b) en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d’ébullition inférieurs à 380°C (7)(8) et (9) et une fraction liquide non convertie ayant un point d’ébullition supérieurs à 38Q°C (10).
7. Procédé selon l’une des revendications 1 à 6 dans lequel une purge est réalisée sur la fraction liquide non convertie ayant un point d’ébullition supérieurs à 340°C.
8. Procédé selon l’une des revendications 1 à 7 dans lequel l’étape e) d’hydrocraquage (E) opère à une température comprise entre 320 et 450°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 4 h-1, et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure est compris entre 200 et 2000 L/L.
9. Procédé selon l’une des revendications 1 à 8 dans lequel la charge liquide hydrocarbonée utilisée dans l’étape f) (15) comprend au moins 95% poids de composés bouillants à une température d'ébullition comprise entre 150 et 380°C.
10. Procédé selon l’une des revendications 1 à 9 dans lequel ladite charge liquide hydrocarbonée 70 traitée dans l’étape f) (15) en mélange avec l’effluent issu de l’étape e) (14) est choisie parmi le gazole straight run, le Light Vacuum Gasoil Oil (LVGO) selon la terminologie anglo-saxonne ou distillât sous vide légers, et les charges liquides hydrocarbonées issues d’une unité de cokéfaction (coking selon la terminologie anglo-saxonne), de préférence le gazole de coker, d'une unité de viscoréduction (visbreaking selon la terminologie anglo-saxonne), d'une unité de 75 vapocraquage (steam cracking selon la terminologie anglo-saxonne) et/ou d'une unité de craquage catalytique (Fluid Catalytic Cracking selon la terminologie anglo-saxonne), de préférence les LCO (light cycle oil) ou gazoles légers issus d'une unité de craquage catalytique, et une charge gazole issue de la conversion de biomasse.
11. Procédé selon l’une des revendications 1 à 10 dans lequel la charge liquide hydrocarbonée 80 utilisée dans l’étape f) (15) est externe audit procédé.