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PR9r>~D>~ EN PLUSIEURS ÉTAPES DE CONVERSION
D'UN R)~STDU PÉT .TFR
La présente invention concerne le raffinage et la conversion des fractions
lourdes
d'hydrocarbures contenant entre autre des asphaltènes et des impuretés
soufrées et
métalliques. Elle concerne plus particulièrement un procédé permettant de
convertir
au moins en partie une charge dont la teneur en carbone Conradson est
supérieure à
et le plus souvent supérieure à 15 et même supérieure à 20, par exemple un
10 résidu sous vide d'un pétrole brut en un produit ayant un carbone Conradson
suffisamment faible et une teneur en métaux et en soufre suffisamment basse
pour
qu'il puisse être utilisé comme charge pour fabriquer du gazole et de
l'essence par
craquage catalytique dans une unité classique de craquage catalytique en lit
fluide
et/ou dans une unité de craquage catalytique en lit fluide comportant un
système de
double régénération et éventuellement un système de refroidissement du
catalyseur
au niveau de la régénération. La présente invention concerne également un
procédé
de fabrication d'essence et/ou de gazole comportant au moins une étape de
craquage
catalytique en lit fluidisé.
Au fur et à mesure que les raffineurs augmentent la portion d'huile brute plus
lourde et
de qûalité moindre dans la charge à traiter, il devient de plus en plus
nécessaire de
disposer de processus particuliers spécialement adaptés aux traitements de ces
fractions lourdes résiduelles de pétrole, d'huile de schiste, ou de matières
semblables
contenant des asphaltènes et ayant une forte teneur en carbone Conradson.
C'est ainsi que le brevet EP-B-435242 décrit un procédé de traitement de
charge de
ce type comprenant une ëtape d'hydrotraitement à l'aide d'un catalyseur unique
dans
des conditions permettant de diminuer la teneur en soufre et en impuretés
métalliques, la mise en contact de l'effluent total à teneur réduite en
souffre issu de
l'hydrotraitement avec un solvant dans des conditions d'extraction des
asphaltènes
permettant de récupérer un extrait relativement pauvre en asphaltène et en
impuretés
métalliques et l'envoi de cet extrait dans une unité de craquage catalytique
en vue de
produire des produits hydrocarbonés de faible poids moléculaire. Dans une
forme
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la
préférée selon le texte de ce brevet on effectuera une viscoréduction du
produit issu
de la première étape et c'est le produit issu de la viscoréduction qui est
envoyé à
l'étape d'extraction par solvant des asphaltènes. Selon l'exemple 1 de ce
brevet la
charge traité était un résidu atmosphérique. II semble difficile de pouvoir
produire
suivant l'enseignement de ce brevet une charge ayant les caractéristiques
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nécessaires pour ëtre traitée dans un réacteur de craquage catalytique
classique en
vue de produire un carburant à partir de résidus sous vide à très forte teneur
en
métaux (supérieure à 50 ppm, souvent supérieure à 100 ppm et le plus souvent
supérieur à 200 ppm) et à forte teneur en carbone Conradson. En effet la
limite de la
7 teneur en métaux actuelle des charges industrielles utilisables est
d'environ 20 à
25 ppm de métaux et la limite en ce qui concerne la teneur en carbone
Conradson est
d'environ 3 % pour une unité classique de craquage catalytique et d'environ 8
% dans
le cas d'une unité spécialement aménagée pour le craquage de charge lourdes.
L'utilisation de charges dont les teneurs en impuretés métalliques au dessus
de ces
limites supérieures mentionnées ci-devant entraîne une très importante
désactivation
du catalyseur nécessitant un appoint considérable de catalyseur frais ce qui
est très
pénalisant pour le procédé voir même rédhibitoire. De plus ce procédé implique
l'utilisation de quantités très importantes de solvant pour le désasphaltage
puisque
c'est la totalité du produit hydrotraité et de préférence viscoréduit qui est
désasphalté.
I ~ L'utilisation d'un catalyseur unique d'hydrotraitement limite les
performances en
élimination des impuretés métallique à des valeurs inférieures à 75 % (
tableau I
exemple II) et/ou en désulfuration à des valeurs inférieures ou égales à 85 %
(tableau
I exemple II). Cette technique ne permettra d'obtenir une charge traitable
dans un
FCC classique que si on désasphalte l'huile hydrotraitée, éventuellement
viscoréduite,
avec un solvant de type C3 ce qui limite très fortement le rendernent.
La présente invention à pour objet de palier les inconvénients décrits ci-
devant et de
permettre d'obtenir à partir de charges très fortement chargées en métaux et à
forte
teneur en carbone Conradson et en soufre un produit démétallisé à plus de 80 %
et le
plus souvent à au moins 90 %, désulfuré à plus de 80 % et le plus souvent à au
moins
85 % et dont le carbone Conradson sera inférieur ou égal à 8 ce qui permet
d'envoyer
ce produit dans un réacteur de craquage catalytique de résidu tel qu'un
réacteur à
double régénération et de préférence un carbone Conradson inférieur ou égal à
environ 3 ce qui permet d'envoyer ce produit dans un réacteur de craquage
catalytique classique.
Les charges pouvant ëtre traitées selon la présente invention renferment
habituellement outre les quantités de métaux (essentiellement du vanadium
et/ou du
nickel) mentionnées ci-devant, au moins 0,5 % en poids de soufre, souvent plus
de
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1 % en poids de soufre, très souvent plus de 2 °,% en poids de soufre
et le plus
souvent jusqu'à 4 % voire même jusqu'à 10 % en poids de soufre et au moins 1
°i° en
poids d'asphaltènes C7. La teneur en asphaltènes C7 des charges traitées dans
le
cadre de la présente invention est souvent supérieure à 2 % et très souvent
supérieure à 5 % en poids et peut égaler ou même dépasser 24 % en poids . Ces
charges sont par exemple celles dont les caractéristiques sont données dans
l'article
de BILLON et autres publié en 1994 dans le volume 49 numéro 5 de la revue de
l'INSTITUT FRANÇAIS DU PETROLE PAGES 495 à 507.
Dans sa forme la plus large la présente invention se définie comme un procédé
de
conversion d'une fraction lourde d'hydrocarbures ayant une teneur en carbone
Conradson d'au moins 10, une teneur en métaux d'au moins 50 ppm et souvent
d'au
moins 100 ppm et très souvent d'au moins 200 ppm en poids, une teneur en
asphaltène au C7 d'au moins 1 %, souvent d'au moins 2 % et très souvent d'au
moins 5 % en poids et une teneur en soufre d'au moins 0,5 %, souvent d'au
moins
1 % et très souvent d'au moins 2 % en poids caractérisé en ce qu'il comprend
les
étapes suivantes
a) on traite la charge hydrocarbonée dans une section de traitement en
présence
2l~ d'hydrogène comprenant au moins un réacteur contenant au moins un
catalyseur
d'hydrodémétallisation en lit fixe et de préférence au moins un catalyseur
d'hydrodémétallisation et au moins un catalyseur d'hydrodésulfuration en lits
fixes
dans des conditions permettant d'obtenir un effluent liquide à teneur réduite
en
métaux et en carbone Conradson et de préférence également en soufre,
b) on envoie au moins une partie, et souvent la totalité, de l'effluent
liquide hydrotraité
issu de l'étape a) dans une zone de distillation atmosphérique à partir de
laquelle on
récupère un distillat et un résidu atmosphérique,
3U c) on envoie au moins une partie, et souvent la totalité, du résidu
atmosphérique
obtenu à l'étape b) dans une zone de distillation sous vide à partir de
laquelle on
récupère un distillat et un résidu sous vide,
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d) au moins une partie et de préférence la totalité du résidu sous vide obtenu
à
l'étape c) est envoyé dans une section de désasphaltage dans laquelle il est
traité
dans une section d'extraction à l'aide d'un solvant dans des conditions
permettant
d'obtenir une coupe hydrocarbonée désasphaltée et de l'asphalte résiduel,
î
e) au moins une partie et de préférence la totalité de la coupe hydrocarbonée
désasphaltée obtenue à l'étape d) est envoyée dans une section
d'hydrotraitement,
de préférence en mélange avec au moins une partie du distillat sous vide
obtenu à
l'étape c) voire avec la totalité de ce distillat sous vide, dans laquelle
elle est
hydrotraitée en présence d'hydrogène, dans des conditions permettant d'obtenir
un
effluent à teneur réduite en carbone Conradson, en métaux et en soufre, et
après
séparation une fraction gazeuse, un distillat atmosphèrique que l'on peut
scinder en
une fraction essence et en une fraction gazole qui sont le plus souvent
envoyées au
moins en partie aux pools carburants correspondant et une fraction liquide
plus lourde
I S de charge hydrotraitée, ladite section comprenant au moins un réacteur
triphasique,
contenant au moins un catalyseur d'hydrotraitement en lit bouillonnant,
fonctionnant à
courant ascendant de liquide et de gaz, ledit réacteur comportant au moins un
moyen
de soutirage du catalyseur hors dudit réacteur et au moins un moyen d'appoint
de
catalyseur frais dans ledit réacteur.
Selon une variante la fraction liquide plus lourde de charge hydrotraitée
issue de
l'étape e) est envoyée dans une section de craquage catalytique (étape f))
éventuellement èn méla.nge avec au moins une partie du distillat sous vide
obtenu à
l'étape c) dans laquelle elle est traitée dans des conditions permettant de
produire une
fraction gazeuse, une fraction essence, une fraction gazole et une fraction
slurry.
La fraction gazeuse contient principalement des hydrocarbures saturés et
insaturés
ayant de 1 à 4 atomes de carbone dans leur molécules (méthane, éthane,
propane,
butanes, éthylène, propylène, butylènes). La fraction essence est par exemple
au
moins en partie et de préférence en totalité envoyée au pool carburant. La
fraction
gazole est par exemple envoyée au moins en partie à l'étape a). La fraction
slurry est
le plus souvent au moins en partie voire en totalité envo~ée au pool fuel
lourd de la
raffinerie généralement après séparation des fines particules qu'elle contient
en
suspension. Dans une autre forme de réalisation de l'invention cette fraction
slurry est
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au moins en partie voire en totalité renvoyée à l'entrée du craquage
catalytique de
l'étape f).
Les conditions de l'étape a) de traitement de la charge en présence
d'hydrogène sont
S habituellement les suivantes. Dans la zone de démétallisation on utilise au
moins un lit
fixe de catalyseur classique d'hydrodémétallisation et de préférence au moins
l'un des
catalyseurs décrits par la demanderesse en particulier au moins l'un de ceux
décrits
dans les brevets EP-B-113297 et EP-B-1132.84. On opère habituellement sous une
pression absolue de 5 à 35 MPa et le plus souvent de 10 à 20 MPa à une
température d'environ 300 à environ 500 °C et souvent d'environ 350 à
environ
450 °C. La VVH et la pression partielle d'hydrogène sont des facteurs
important que
l'on choisit en fonction des caractéristiques de la charge à traiter et de la
conversion
souhaitée. Le plus souvent la VVH se situe dans une gamme allant d'environ 0,1
à
environ 5 et de préférence environ 0,15 à environ 2. La quantité d'hydrogène
mélangé
à la charge est habituellement d'environ 100 à environ 5000 normaux mètres
cube(Nm3) par mètre cube (m3) de charge liquide et le plus souvent d'environ
500 à
environ 3000 ~dm3/m3. On opère utilement en présence d'hydrogène sulfuré et la
pression partielle de l'hydrogène sulfuré est habituellement d'environ 0,002
fois à
environ 0,1 fois et de préférence d'environ 0,005 fois à environ 0,05 fois la
pression
totale. Dans la zone d'hydrodésulfuration, le catalyseur idéal doit avoir un
fort pouvoir
hydrogénant de façon à réaliser un raffinage profond des produits issus de la
démétallisation, , et à obtenir un abaissement important du soufre, du carbone
Conradson et de la teneur en asphaltènes. On pourra par exemple employer l'un
des
catalyseurs décrits par la demanderesse dans les brevets EP-B-113297 et
EP-B-113284. Dans le cas ou la zone d'hydrodésulfuration est distincte de la
zone
d'hydrodémétallisation on pourra opérer à température relativement basse c'est-
à-dire
sensiblement inférieure à la température de la zone d'hydrodémétallisation ce
qui va
dans le sens d'une hydrogénation profonde et d'une limitation du cokage. On ne
sortirait pas du cadre de la présente invention en utilisant le même
catalyseur dans les
,0 deux zones, ni en regroupant ces deux zones pour qu'elle n'en forme plus
qu'une
seule dans laquelle serait réalisé l'hydrodémétallisation et
l'hydrodésulfuration de
manière simultanée ou de manière successive avec un seul catalyseur ou avec
plusieurs catalyseurs différents.
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Dans cette étape a) on peut utiliser au moins un catalyseur, assurant à la
fois la
démétallisation et la désulfuration, dans des conditions permettant d'obtenir
une
charge liquide à teneur réduite en métaux, en carbone Conradson et en soufre.
On
peut également utiliser au moins deux catalyseurs l'un assurant principalement
la
démétallisation et l'autre principalement la désulfuration dans des conditions
permettant d'obtenir une charge liquide à teneur réduite en métaux, en carbone
Conradson et en soufre..
Dans la zone de distillation atmosphérique dans l'étape b) les conditions sont
généralement choisies de manière à ce que le point de coupe soit d'environ 300
à
environ 400 °C et de préférence d'environ 340 à environ 380° C.
Le distillat ainsi
obtenu est habituellement envoyé le plus souvent après séparation en une
fraction
essence et en une fraction gazole aux pools carburants correspondants. Dans
une
forme particulière de mise en oeuvre au moins une partie, voire la totalité,
de la
I S fraction gazole du distillat atmosphérique peut être envoyé à l'étape e)
d'hydrotraitement. Le résidu atmosphèrique peut être envoyé au moins en partie
au
pool fuel de la raffinerie.
Dans la zone de distillation sous vide dans l'étape c) où l'on traite le
résidu
atmosphérique obtenu à l'étape b) les conditions sont généralement choisies de
manière à ce que le point de coupe soit d'environ 450 à 600 °C et le
plus souvent
d'environ 500 à 550 °C. Le distillat ainsi obtenu est habituellement
envoyé au moins
en partie à l'étape e) d'hydrotraitement et le résidu sous vide est au moins
en partie
envoyé à l'étape d) de désasphaltage. Dans une forme particulière de
réalisation de
2~ l'invention ~.me partie au moins du résidu sous vide est envoyé au pool
fuel lourd de la
raffinerie. II est aussi possible de recycler au moins une partie du résidu
sous vide à
l'étape a). Le distillat sous vide peut aussi, le plus souvent après
séparation en une
fraction essence et en une fraction gazole, être au moins en partie envoyé aux
pools
carburants correspondants. Ce distillat ou l'une de ces fractions peut
également être
au moins en partie envoyé à l'étape f) de craquage catalytique
L'étape d) de désasphaltage à l'aide d'un solvant est effectuée dans des
conditions
classiques bien connues de l'homme du métier. On peut ainsi se référer à
l'article de
BILLON et autres publie en 1994 dans le volume 49 numéro 5 de la revue de
i
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7
l'INSTITUT FRANÇAIS DU PETROLE PAGES 495 à 507 ou encore à la
description donnée dans la description du brevet français FR-B-2480773 ou
dans la description du brevet FR-B-2681871 au nom de la demanderesse ou
encore dans la description du brevet US-A-4715946 au nom de la
demanderesse. Le désasphaltage est habituellement effectué à une
température de 60 à 250 °C avec au moins un solvant hydrocarboné ayant
de 3
à 7 atomes de carbone éventuellement additionné d'au moins un additif. Les
solvants utilisables et les additifs sont largement décrits dans les documents
cités ci-devant et dans les documents de brevet US-A-1948296, US-A-2081473,
US-A-2587643, US-A-2882219, US-A-3278415 et US-A-3331394 par exemple.
II est également possible d'effectuer la récupération du solvant selon le
procédé
opticritique c'est-à-dire en utilisant un solvant dans des conditions
supercritiques. Ce procédé permet en particulier d'améliorer notablement
l'économie globale du procédé. Ce désasphaltage peut être fait dans un
mélangeur-décanteur ou dans une colonne d'extraction. Dans le cadre de la
présente invention on préfère la technique utilisant au moins une colonne
d'extraction.
L'étape e) d'hydrotraitement de la coupe hydrocarbonée désasphaltée est
effectuée
dans des conditions classiques d'hydrotraitement en lit bouillonant d'une
fraction
hydrocarbonée liquide. On opère habituellement sous une pression absolue de 2
à
MPa et le plus souvent de 5 à 15 MPa à une température d'environ 300 à environ
550 °C et souvent d'environ 350 à environ 500 °C. La vitesse
spatiale horaire (VVH) et
la pression partielle d'hydrogène sont des facteurs importants que l'on
choisit en
fonction des caractéristiques de la charge à traiter et de la conversion
souhaitée. Le
plus souvent la VVH se situe dans une gamme allant d'environ 0,1 h-1 à environ
10 h-1 et de préférence environ 0,2 h-1 à environ 5 h-1. La quantité
d'hydrogène
mélangé à la charge est habituellement d'environ 50 à environ 5000 normaux
mètres
cube (Nm3) par mètre cube (m3) de charge liquide et le plus souvent d'environ
100 à
environ 3000 Nm3/m3. On peut utiliser un catalyseur granulaire classique
d'hydrotraitement. Ce catalyseur peut être un catalyseur comprenant des métaux
du
groupe VIII par exemple du nickel et/ou du cobalt 'le plus souvent en
association avec
au moins un métal du groupe ViB par exemple du molybdène. On peut par exempte
employer un catalyseur comprenant de 0,5 à 10 % en poids de nickel et de
préférence
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ô
de 1 à 5 % en poids de nickel (exprimé en oxyde de nickel Ni0) et de 1 à 30 %
en
poids de molybdène de préférence de 5 à 20 % en poids de molybdène (exprimé en
oxyde de molybdène Mo03) sur un support , par exemple un support d'alumine. Ce
catalyseur est le plus souvent sous forme d'extrudé ou de billes. Le
catalyseur usagé
est en partie remplacé par du catalyseur frais par soutirage en bas du
réacteur et
introduction en haut du réacteur de catalyseur frais ou neuf à intervalle de
temps
régulier c'est-à-dire par exemple par bouffée ou de façon quasi continue. On
peut par
exemple introduire du catalyseur frais tous les jours. Le taux de remplacement
du
catalyseur usé par du catalyseur frais peut être par exemple d'environ
0,05 kilogramme à environ 10 kilogrammes par mètre cube de charge. Ce
soutirage et
ce remplacement sont effectués à l'aide de dispositifs permettant le
fonctionnement
continu de cette étape d'hydrotraitement. L'unité comporte habituellement une
pompe
de recirculation permettant le maintien du catalyseur en lit bouillonnant par
recyclage
continu d'au moins une partie du liquide soutiré en tête du réacteur et
réinjecté en bas
I S du réacteur.
Le plus souvent cette étape e) d'hydrotaitement est mise en oeuvre dans les
conditions du procédé T-STAR tel que décrit par exemple dans l'article Heavy
Oil
Hydroprocessing, publié par l'Aiche, March 19-23, HOUSTON, Texas, paper number
42d.
Les produits obtenus au cours de cette étape e) sont habituellement envoyés
dans
une zone de séparation à partir de laquelle on récupère une fraction gazeuse
et une
,fraction liquide qui peut elle même ëtre envoyée dans une deuxième zone de
séparation dans laquelle elle peut être scindée en fractions légères par
exemple
essence et gazole que l'on peut envoyer au moins en partie aux pools
carburants et
en une fraction plus lourde. Habituellement cette fraction plus lourde a un
point
d'ébullition initial d'au moins 340 °C et le plus souvent d'au moins
370 °C. Cette
fraction plus lourde peut, au moins en partie, être envoyée au pool fuel lourd
à très
s0 basse teneur en soufre (habituellement inférieure à 0,5 % en poids) de la
raffinerie.
Dans une forme de réalisation particulière de l'invention, il est avantageux
de prévoir
' au moins un moyen permettant d'améliorer la viscosité de la charge globale
que l'on
traite dans l'étape a) de traitement en présence d'hydrogène. En effet, une
viscosité
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basse permet de diminuer les pertes de charges dans le ou les réacteurs de
cette
section de traitement. Ceci est particulièrement important lorsque la section
contient
plusieurs réacteurs, car dans ce cas les pertes de charges globales au niveau
de
l'ensemble de la section deviennent très importantes et sont pénalisantes pour
la mise
en oeuvre du procédé. II y a une chute de la pression partielle d'hydrogène
dans les
réacteurs ce qui est très défavorable pour le bon fonctionnement de cettte
étape de
traitement en présence d'hydrogène, et par ailleurs entraîne un mauvais
fonctionnement des compresseurs de recyclage de l'hydrogène dans les
réacteurs.
L'amélioration de la fluidité de la charge permet également de diminuer la
température
du ou des fours et donc, d'obtenir des températures de peaux plus faibles, ce
qui, soit
permet d'employer des aciers moins chers, soit d'obtenir des durées de vie des
fours
plus importante, pour un four construit dans un alliage donné. Selon cette
réalisation
particulière, on peut envoyer dans l'étape a) au moins une partie du distillat
obtenu
par distillation atmosphèrique à l'étape b), et/ou au moins une partie du
distillat obtenu
1 ~ par distillation sous vide à l'étape c), et/ou au moins une partie de la
fraction carburant
(distillat atmosphérique) obtenue à l'étape e).
Enfin selon la variante mentionnée ci-devant dans une étape f) de craquage
catalytique au moins une partie de la fraction lourde de la charge
hydrotraitée obtenue
à l'étape e) peut être envoyée dans une section de craquage catalytique
classique
dans laquelle elle est craquée catalytiquement de manière classique dans des
conditions bien connues des hommes du métier pour produire une fraction
carburant
(comprenant une fraction essence et une fraction gazole) que l'on envoie
habituellement au moins en partie aux pools carburants et une fraction slurry
qui sera
2~ par exemple au moins en partie, voire en totalité, envoyée au pool fuel
lourd ou
recyclée au moins en partie, voire en totalité, à l'étape f) de craquage
catalytique.
Dans une forme particulière de réalisation de l'invention une partie de la
fraction
gazole obtenue au cours de cette étape f) est recyclée soit à l'étape a), soit
à l'étape
e), soit à l'étape f) en mélange avec la charge introduite dans cette étape f)
de
craquage catalytique. Dans la présente description le terme une partie de la
fraction
gazole doit ëtre compris comme étant une fraction inférieure à 100 %. On ne
sortirait
pas du cadre de la présente invention en recyclant une partie de la fraction
gazole à
l'étape a), une autre partie à l'étape f) et une troisième partie à l'étape e)
l'ensemble
de ces trois parties ne représentant pas forcément la totalité de la fraction
gazole. II
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est également possible dans le cadre de la présente invention de recycler la
totalité
du gazole obtenu par craquage catalytique soit à l'étape a), soit à l'étape
f), soit à
l'étape e), soit une fraction dans chacune de ces étapes, la somme de ces
fractions
représentant 100 % de la fraction gazole obtenue à l'étape f). On peut aussi
recycler à
5 l'étape f) au moins une partie de la fraction essence obtenue dans cette
étape f) de
craquage catalytique.
On trouvera par exemple une description sommaire du craquage catalytique (dont
la
première mise en oeuvre industrielle remonte à 1936 (procédé HOUDRY) ou en
1942
10 pour l'utilisation de catalyseur en lit fluidisé) dans ULLMANS
F_NCYCLOPEDIA OF
INDUSTRIAL CHEMISTRY VOLUME A 18, 1991, pages 61 A 64. On utilise
habituellement un catalyseur classique comprenant une matrice, éventuellement
un
additif et au moins une zéolithe. La quantité de zéolithe est variable mais
habituellement d'environ 3 à 60 % en poids, souvent d'environ 6 à 50 % en
poids et le
I ~ plus souvent d'environ 10 à 45 % en poids. La zéolithe est habituellement
dispersée
dans la matrice. La. quantité d'additif est habituellement d'environ 0 à 30 %
en poids et
souvent d'environ 0 à 20 % en poids . La quantité de matrice représente le
complément à 100 % en poids. L'additif est généralement choisi dans le groupe
formé
par les oxydes des métaux du groupe IIA de la classification périodique des
éléments
tels que par exemple l'oxyde de magnésium ou l'oxyde de calcium, les oxydes
des
terres rares et les titanates des métaux du groupe IIA. La matrice est le plus
souvent
une silice, une alumine, une silice-alumine, une silice-magnésie, une argile
ou un
mélange de deux ou plusieurs de ces produits. La zéolithe la plus couramment
utilisée
est la zéolithe Y. On effectue le craquage dans un réacteur sensiblement
vertical soit
en mode ascendant friser) soit en mode descendant (dropper). Le choix du
catalyseur
et des conditions opératoires sont fonctions des produits recherchés en
fonction de la
charge traitée comme cela est par exemple décrit dans l'article de M. MARCILLY
pages 990-991 publié dans la revue de l'institut français du pétrole nova-déc.
1975
pages 969-1006. On opère habituellement à une température d'environ 450 à
environ
,0 600 °C et des temps de séjour dans le réacteur inférieur à 1 minute
souvent d'environ
0,1 à environ 50 secondes.
L'étape f) de craquage catalytique peut aussi ëtre une étape de craquage
catalytique
en lit fluidisé par exemple selon le procédé mis au point par la demanderesse
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I
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dénommé R2R. Cette étape peut ëtre exécutée de manière classique connue des
hommes du métier dans les conditions adéquates de craquage de résidu en vue de
produire des produits hydrocarbonés de plus faible poids moléculaire. Des
descriptions de fonctionnement et de catalyseurs utilisables dans le cadre du
craquage en lit fluidisé dans cette étape f) sont décrits par exemple dans les
documents de brevets US-A-4695370, EP-B-184517, US-A-4959334, EP-B-323297,
US-A-4965232, US-A-5120691, US-A-5344554, US-A-5449496, EP-A-485259.
US-A-5286690, US-A-5324696 et EP-A-699224. Dans cette forme particulière
de réalisation il est possible d'introduire dans cette étape f) de craquage
catalytique au moins une partie du résidu atmosphérique obtenu à l'étape b).
Le réacteur de craquage catalytique en lit fluidisé peut fonctionner à courant
ascendant ou à courant descendant. Bien que cela ne soit pas une forme
préférée de
réalisation de la présente invention il est également envisageable d'effectuer
le
craquage catalytique dans un réacteur à lit mobile. Les catalyseurs de
craquage
catalytique particulièrement préférés sont ceux qui contiennent au moins une
zéolithe
habituellement en mélange avec une matrice appropriée telle que par exemple
l'alumine, la silice, la silice-alumine.
Selon un mode de réalisation particulier lorsque la charge traitée est un
résidu sous
vide issu de la distillation sous vide d'un résidu de distillation
atmosphérique d'un
pétrole brut il est avantageux de récupérer le distillat sous vide pour
l'envoyer au
moins en partie, voire en totalité, dans l'étape e) dans laquelle il est
hydrotraité en
mélange avec la coupe hydrocarbonée désasphaltée obtenue à l'étape d). Lnrçqu
e le
distillat sous vide n'est envoyé qu'en partie dans l'étape e) l'autre partie
est de
préférence envoyé dans l'étape a) de traitement en présence d'hydrogène.
Selon une autre variante une partie de la coupe hydrocarbonée désasphaltée
obtenue
à l'étape d) peut être recyclée à l'étape a) d'hydrotraitement.
Dans une forme préférée de l'invention l'asphalte résiduel obtenu à l'étape d)
est
envoyé dans une section d'oxyvapogazéification dans laquelle il est transformé
en un
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la
gaz contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone. Ce mélange gazeux peut
être utilisé pour la synthèse de méthanol ou pour la synthèse d'hydrocarbures
par la
réaction de Fischer-Tropsch: Ce mélange dans le cadre de la présente invention
est
de préférence envoyé dans une section de conversion à la vapeur (shift
conversion en
anglais) dans laquelle en présence de vapeur d'eau il est converti en
hydrogène et en
dioxyde de carbone. L'hydrogène obtenu peut être employé dans les étapes a) et
e)
du procédé selon l'invention. L'asphalte résiduel peut aussi être utilisé
comme
combustible solide ou après fluxage comme combustible liquide.
Exemple
On traite un résidu sous vide (RSV) lourd d'origine Safaniya. Ses
caractéristiques
sont présentés sur le tableau 1 colonne 1. Tous les rendements sont calculés à
partir
d'une base 100 (en masse) de RSV.
1S
On traite ce résidu sous vide Safaniya dans une section d'hydrotraitement
catalytique.
L'unité mise en oeuvre est un pilote simulant le fonctionnement d'une unité
industrielle
HYVAHL~. L'unité pilote comporte deux réacteurs en série fonctionnant en
écoulement descendant. Les réacteurs sont chargés chacun de 7 I. de catalyseur
d'hydrodérnétallisation HMC841 fabriqué par la société Procatalyse et chargés
en lits
fixes.
I_es conditions opératoires mises en oeuvre sont les suivantes
VVH = 0.5 H-1
P = 150 bar
Recyclage d'hydrogène = 1000 IH2/I charge
-température = 380 °C.
Les caractéristiques de l'effluent liquide total C5+ du réacteur sont
présentées sur le
tableau 1 dans la colonne 2. Le produit est ensuite fractionné successivement
dans
une colonne de distillation atmosphérique au fond de la quelle on récupère un
résidu
atmosphérique (RA) puis ce RA est à son tour fractionné dans une colonne de
distillation sous vide conduisant à une fraction distillat sous vide (DSV) et
un résidu
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sous vide (RSV). Les rendements et les caractéristiques de ces produits sont
présentées sur le tableau 1 respectivement colonnes 3, 5 et 4. Dans la
distillation
atmosphérique, on récupère du distillat que l'on envoie aux pools carburants
après
séparation en une fraction essence et une fraction gazole.
Le résidu sous vide est ensuite désasphalté dans une unité pilote simulant le
procédé
SOLVAHL~ de désasphaltage. L'unité pilote fonctionne avec un débit de résidu
sous
vide de 5 I/h, le solvant utilisé est une coupe pentane mise en oeuvre avec un
taux de
5/1 en volume par rapport à la charge. On obtient ainsi une coupe huile
désasphaltée
i 0 (DAO) dont le rendement et les caractéristiques sont présentées sur le
tableau 1
colonne 6 et un asphalte résiduel.
Cette coupe DAO est ensuite remélangée à la coupe DSV issue de l'étape
précédente. Le mélange DSV+DAO est ensuite hydrotraité catalytiquement dans
une
unité pilote fonctionnant en lit bouillonnant. Le réacteur est de forme
tubulaire et a un
volume de 3 litres. Le catalyseur mis en oeuvre est celui décrit dans
l'exemple 2 du
brevet US-A-4652545 sous la référence HDS-1443 B. Les conditions opératoires
sont
les suivantes
VVH = 2 par rapport au catalyseur
P=80 bar
T=420 °C.
Recyclage d'hydrogène --. 400 IH2/I de charge
Taux de remplacement du catalyseur : 0,3 kg/m3
Le tableau 1 donne les caractéristiques du mélange DSV+DAO (colonne 7) employé
et les caractéristiques du produit obtenu à l'issue de l'hydrotraitement
(colonne 8).
Cette charge préchauffée à 149 °C est mise en contact en bas d'un
réacteur pilote
vertical avec un catalyseur régénéré chaud provenant d'un régénérateur pilote.
La
~0 température d'entrée dans le réacteur du catalyseur est 740 °C. Le
rapport du débit
de catalyseur sur le débit de charge est de 6,64. L'apport calorique du
catalyseur à
740 °C permet la vaporisation de la charge et la réaction de craquage
qui est
endothermique. Le temps de séjour moyen du catalyseur dans la zone
réactionnelle
est d'environ 3 secondes. La pression opéràtoire est 1,8 bars absolu. La
température
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du catalyseur mesurée à la sortie du réacteur en lit fluidisé entraîné
ascendant (riser)
est 520 °C. Les hydrocarbures craqués et le catalyseur sont séparés
grâce à des
cyclones situées dans une zone de désengagement (stripper) où le catalyseur
est
strippé. Le catalyseur qui a été coké pendant la réaction et strippé dans la
zone de
désengagement est ensuite envoyé dans le régénérateur. La teneur en coke du
solide
(delta coke) à l'entrée du régénérateur est de 1 %. Ce coke est brûlé par de
l'air injecté
dans le régénérateur. La combustion très exothermique élève la température du
solide
de 520 °C à 740 °C. Le catalyseur régénéré et chaud sort du
régénérateur et est
renvoyé en bas du rëacteur.
Les hydrocarbures séparés du catalyseur sortent de la zone de désengagement ;
ils
sont refroidis par des échangeurs et envoyés dans une colonne de stabilisation
qui
sépare les gaz et les liquides. Le liquide (C5+) est également échantillonné
puis il est
fractionné dans une autre colonne afin de récupérer une fraction essence, une
fraction gazole et une fraction fuel lourd ou slurry (360 °C +).
Les tableaux 2 et 3 donnent les rendements en essence et en gazoles et les
principales caractéristiques de ces produits obtenus sur l'ensemble du
procédé.
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Tableau N° 1
Rendernents et qualités de la charge et des produits
1 2 3 4
Coupe RSV C5+ ex RA ex RSV ex
Safaniya HYVAHL HYVAHL HYVAHL
Rendement/RSV % masse100 97 87 68
Densit 15/4 1,030 0,986 1,004 1,02.2
Soufre, % masse 5,3 2,6 2,9 3,2
Carb. Conradson, 23,8 16 18 22,5
% masse
Asphaltnes C7, % 13,9 6 7 8,9
masse
Ni+V, ppm 225 63 70 9U
5 6 7 8
Coupe DSV ex DAO C5 DSV+DAO DSV+DAO
ex
HYVAHL RSV ex T-STAR
Rendement/RSV % masse19 48 67 29
Densit 15/4 0,945 0,982 0,971 0,921
Soufre, % masse 1,6 2,4 2.,2 0,3
Carb. Conradson, 1,3 9 6,8 2,0
% masse
Asphaltnes C7, ~ < 0,02 < 0,05 < 0,05 <0,1
masse
Ni+V, ppm < 1 3 < 3 <1
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Tableau N° 2
Bilan et caractéristiques de l'essence produite
Essence Essence Essence Essence
ex HYVAHLex T-STAR ex FCC totale
Rendement/RSV % masse1 7 15 23
Densit 1514 0,760 0,730 0,746 0,742
Soufre, masse 0,02 0,004 0,008 0,007
Octane (RON+MON)/2 50 55 86 75
Tableau N° 3
Bilan et caractéristiques du gazole produit
Gazole Gazole Gazole Gazole
ex HYVAHLex T-STAR ex FCC total
Rendement/RSV % masse9 27 4 40
Densit 15/4 0,865 0,860 0,948 0,870
Soufre, % masse 0,5 0,02 0,49 0,18
Ctane 41 43 23 40
