Domaine technique de l'invention

La présente invention concerne l'hydrocraquage (HCK) en deux étapes de fractions hydrocarbonées lourdes. L’hydrocraquage vise à craquer des fractions hydrocarbonées lourdes en fractions plus légères à l’aide de catalyseurs spécifiques et en présence d’hydrogène, l’objectif étant d’obtenir des bases pour la pétrochimie ayant une forte valeur ajoutée sur le marché.

Dans ce domaine, l'invention trouve plus particulièrement son application dans des procédés d’hydrotraitement d’une coupe de type distillats sous vide (DSV) ou diesel sous vide (Vaccum Gasoil (VGO) selon la terminologie anglosaxonne) en vue de maximiser la production d’une base pour la pétrochimie (naphta lourd, riche en naphtènes et en aromatiques) et en vue d’améliorer la sélectivité du procédé.

Art antérieur

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, des fractions plus légères telles que des essences, kérozènes et gazoles légers que recherche le raffineur afin d’adapter sa production à la demande. Certains procédés d'hydrocraquage permettent également d'obtenir un résidu fortement purifié pouvant constituer d'excellentes bases pour la pétrochimie ou une charge facilement valorisable dans une unité de craquage catalytique par exemple. Un des effluents particulièrement ciblés par le procédé d’hydrocraquage est le distillât moyen (fraction qui contient la coupe gazole et la coupe kérosène), mais l’essence produite peut aussi être valorisée en particulier pour alimenter des voies de production d’intermédiaires pétrochimiques si l'on intègre au complexe une installation de reformage catalytique et/ou de vapocraquage.

Le procédé d’hydrocraquage des DSV permet de produire des coupes légères (Gazole, Kérosène, Naphta, etc...) plus valorisables que le DSV lui-même. Ce procédé catalytique ne permet cependant pas de transformer entièrement le DSV en coupes légères. Après fractionnement, il reste donc une proportion plus ou moins importante de la fraction de DSV non convertie nommée « Unconverted Oil » ou UCO 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 (procédé d'hydrocraquage dit en « une étape » avec recyclage). 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 recyclage de la fraction non convertie vers la section de séparation haute pression. Ce réacteur et le recyclage associé constituent une seconde étape d’hydrocraquage (procédé d'hydrocraquage dit en « deux étapes »).

En effet, l’hydrocraquage en deux étapes comporte une première étape qui a pour objectif, comme dans le procédé « une étape », de réaliser l’hydroraffinage de la charge mais aussi d’atteindre une conversion de cette dernière de l’ordre en général de 30 à 70% en poids. L’effluent issu de la première étape subit ensuite un fractionnement (en général une distillation), qui a pour objectif de séparer les produits convertis de la fraction non convertie. Dans la deuxième étape d’un procédé d’hydrocraquage deux étapes, seule la fraction de la charge non convertie lors de la première étape, est traitée. Cette séparation permet à un procédé d’hydrocraquage deux étapes d’être plus sélectif en produits convertis (gazole, kérosène, naphta) qu’un procédé en une étape à taux de conversion global équivalent. En effet, la séparation intermédiaire des produits convertis évite leur « sur-craquage » en gaz dans la deuxième étape sur le catalyseur d’hydrocraquage.

Plusieurs variantes des procédés d’hydrocraquage en « deux étapes » existent et sont, le plus souvent, dédiées à l’augmentation du rendement en coupes distillats moyens.

US2018362864 divulgue un procédé d'hydrocraquage en deux étapes de charges DSV hydrocarbonées permettant la production améliorée de distillats moyens comprenant les étapes suivantes : a) une première étape d’hydrocraquage de charges en présence d’hydrogène et d’au moins un catalyseur d'hydrocraquage, b) séparation gaz/liquide de l’effluent issu de l’étape a) pour la production d'un effluent liquide et d’un effluent gazeux comprenant de l'hydrogène, c) l’envoi de l'effluent gazeux comprenant de l’hydrogène dans une étape de compression avant son recyclage vers la première étape d’hydrocraquage a), d) fractionnement de l'effluent liquide en au moins une première fraction comprenant des composés hydrocarbonés convertis ayant des points d'ébullition inférieurs à 340°C et une deuxième fraction non convertie comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d'ébullition supérieur à 340°C, e) une deuxième étape d'hydrocraquage de la deuxième fraction non convertie comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d'ébullition supérieur à 340°C issue de d), en présence d’hydrogène et d’un catalyseur d'hydrocraquage, f) hydrotraitement de l'effluent issu de e) en mélange avec une charge liquide de gazole hydrocarbonée ayant au moins 95% en poids de composés bouillant à un point d'ébullition compris entre 150 et 400°C, opérant sous hydrogène et avec au moins un catalyseur d'hydrotraitement.

FR3083243 divulgue un procédé intégré de production de distillats moyens incluant un hydrocraquage de DSV en deux étapes et un hydrotraitement de gazole au sein duquel la circulation de l'hydrogène est inversée. L'intégration des deux unités couplées à une circulation d'hydrogène inversée permet une réduction du nombre d'équipements et des coûts.

FR3091534 divulgue un procédé d’hydrocraquage en deux étapes pour la production de naphta, comprenant une étape d'hydrogénation placée en aval de la deuxième étape d'hydrocraquage, l'étape d'hydrogénation traitant l'effluent issu de la deuxième étape d'hydrocraquage en présence d'un catalyseur d'hydrogénation spécifique. De plus, les étapes d'hydrogénation et de deuxième étape d'hydrocraquage sont mises en oeuvre dans des conditions opératoires spécifiques et en particulier dans des conditions de température bien spécifiques.

FR3076297 divulgue un procédé d'hydrocraquage deux étapes de charges hydrocarbonées de type DSV en mélange avec une charge de type gazole permettant la production améliorée de naphta comprenant : a) L'hydrotraitement de la charge DSV opérant en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d’hydrotraitement ; b) l'hydrocraquage de l'effluent issu de l’étape a) opérant, en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage, c) la séparation gaz/liquide de l'effluent issu de l'étape b) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène ; d) l'envoi de l'effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène dans une étape de compression avant son recyclage dans les étapes a) d'hydrotraitement et b) d'hydrocraquage ; e) le fractionnement de l'effluent liquide en au moins une première fraction comprenant des composés hydrocarbonés convertis ayant des points d'ébullition inférieurs à 180°C et une deuxième fraction non convertie comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d'ébullition supérieurs à 180°C, f) l'hydrocraquage de la deuxième fraction non convertie comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d'ébullition supérieurs à 180°C issue de l'étape e) opérant, en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydrocraquage, g) l'hydrotraitement de l'effluent issu de l'étape f) en mélange avec une charge liquide hydrocarbonée de type gazole comprenant au moins 60% poids de composés bouillants à une température d’ébullition comprise entre 120 et 400°C, ladite étape g) d'hydrotraitement opérant en présence d’hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement.

US10472581 divulgue un procédé d’hydrocraquage et d’hydroisomérisation d’une charge hydrocarbonée. L’effluent hydrocraqué est désactivé avant d’entrer dans la zone d’hydroisomérisation avec des charges recyclées, ce qui a pour but de refroidir l’effluent hydrocraqué et de faire subir une deuxième étape d’hydroisomérisation aux charges recyclées. Les charges recyclées proviennent d’une section de fractionnement comportant des séparateurs gaz/liquide, des colonnes de stripage, une colonne de distillation atmosphérique et une colonne de distillation sous vide. Des effluents provenant des colonnes de stripage sont recyclés vers l’étape d’hydroisomérisation tandis que des effluents (charges lourdes) provenant des colonnes de la distillation atmosphérique et de la distillation sous vide sont recyclés vers l’étape d’hydrocraquage.

Aucuns des procédés de l’art antérieur ne permettent d’améliorer significativement la production sélective de coupes naphta.

De manière surprenante, la demanderesse a mis en évidence que l’ajout d’une étape de séparation des composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition supérieure à une température Ti comprise entre 340 et 385°C en amont de l’étape de fractionnement d'un procédé classique d’hydrocraquage en deux étapes, permet de maximiser la sélectivité et les rendements en naphta, et plus particulièrement en naphta lourd. Dans un mode de réalisation avantageux, l’effluent obtenu comprenant les composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition supérieure à la température T 1 peut être recyclé vers la première étape d’hydrocraquage et/ou d’hydrotraitement permettant ainsi une gestion optimisée du recyclage des fractions lourdes non converties issues des unités d’hydrocraquage en deux étapes et ainsi de maximiser la production de naphta lourd.

Description détaillée de l'invention

La présente invention concerne un procédé d’hydrocraquage de charges hydrocarbonées comprenant au moins 20% en volume de composés bouillant au-dessus de 300°C, ledit procédé comprenant au moins les étapes suivantes : a) L’hydrotraitement desdites charges opéré, en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, 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 6,0 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) Une première étape d’hydrocraquage d’au moins une partie de l’effluent sortant de l’étape a) et opéré, en présence d'hydrogène et d’au moins un premier 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 6,0 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 ; c) La séparation gaz/liquide de l’effluent issu de l’étape b) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène ; d) La séparation de l’effluent liquide issu de l’étape c) en au moins un effluent dit converti comprenant des composés hydrocarbonés ayant des points d’ébullition inférieurs à une température Ti comprise entre 340 et 385°C et une fraction liquide non convertie comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d’ébullition supérieur à la température Ti ; e) Le fractionnement de l’effluent liquide dit converti issu de l’étape d) comprenant des composés hydrocarbonés ayant des points d’ébullition inférieurs à la température Ti, pour obtenir au moins une première fraction comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d’ébullition inférieur à une température T ₂ comprise entre 150 et 220°C et au moins une deuxième fraction comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d’ébullition supérieur à la température T ₂ , mais inférieur à la température Ti ; f) Une deuxième étape d’hydrocraquage d’au moins une partie de la deuxième fraction liquide issue de l’étape e) comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d’ébullition supérieur à la température T ₂ , mais inférieur à la température Ti, opéré en présence d'hydrogène et d’un deuxième 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 6,0 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.

Un avantage de la présente invention est alors de fournir un procédé limitant le craquage de la fraction distillats moyens produite dans les étapes d’hydrotraitement et d’hydrocraquage première étape en la traitant seule au cours de la seconde étape d’hydrocraquage grâce à la mise en oeuvre en amont de l’étape de fractionnement, d’une étape de séparation d’une fraction liquide non convertie comprenant des composés hydrocarbonés lourds ayant une température d’ébullition supérieure à Ti comprise entre 340 et 385°C, ce qui permet ainsi de maximiser la sélectivité et les rendements en naphta.

Un autre avantage de la présente invention est de fournir, dans un mode de réalisation préféré, un procédé permettant de réduire la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA) au cours de la seconde étape d’hydrocraquage, ceux-ci étant sélectivement recyclés au réacteur d’hydrotraitement et/ou à la première étape d’hydrocraquage grâce à cette étape de séparation d’une fraction liquide non convertie comprenant des composés hydrocarbonés lourds ayant une température d’ébullition supérieure à T 1 comprise entre 340 et 385°C. Ainsi, la gestion des HPNA est optimisée car le réacteur d’hydrocraquage deuxième étape ne subira pas l’augmentation des HPNA qui sera reportée sur la section comprenant les réacteurs d’hydrotraitement et/ou d’hydrocraquage première étape.

Un autre avantage de la présente invention est de fournir un procédé permettant la gestion optimisée du recyclage qui permet à la fois de limiter la formation de composés C1 à C4 ( (molécules à courte chaine carbonée comprenant un nombre de carbone compris entre 1 et 4) grâce à une séparation gaz/liquide et de maximiser les composés ayant des points d’ébullition compris entre 50 et 220°C grâce à une séparation d’une fraction liquide non convertie comprenant des composés hydrocarbonés dont le point d’ébullition est supérieur à une température Ti comprise entre 340 et 385°C et ainsi d’améliorer la sélectivité du procédé vers la production de naphta.

Dans toute la suite du texte, on entend par « naphta » : une coupe dite légère de point initial d’ébullition compris entre 50 et 100°C et de point final d’ébullition compris 150 et 220 °C.

On entend par « distillais moyens » : une coupe comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d’ébullition généralement compris entre 150 et 370°C.

On entend par fraction non convertie ou Unconverted Oil « UCO » selon la terminologie anglo- saxonne, la coupe comprenant des composés non convertis durant une étape d’hydrocraquage. Les charges

Selon l’invention, les charges hydrocarbonées traitées dans le procédé selon l’invention et envoyées dans l’étape a) sont choisies parmi les charges hydrocarbonées comprenant au moins 20% poids, de préférence au moins 50% poids et de manière préférée au moins 80% poids de composés bouillant au-dessus de 300°C et de préférence entre 340 et 580°C (c'est- à-dire correspondant à des composés contenant au moins 17 atomes de carbone).

La charge entrante à l’étape a) est également appelée charge fraiche.

Dans un mode de réalisation, les charges hydrocarbonées traitées dans procédé selon l’invention et envoyées dans l’étape a) sont choisies parmi les charges hydrocarbonées comprenant au moins 80% en poids de composés bouillant entre 340 et 580 °C (c’est-à-dire typiquement une charge DSV).

Lesdites charges hydrocarbonées utilisées selon l'invention peuvent avantageusement être choisies parmi les VGO ou DSV mais aussi par exemple les gazoles issus de la distillation directe du brut ou d'unités de conversion telles que le FCC, le coker 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'huiles lubrifiantes, ou encore des distillats 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, des charges issues de la biomasse, des charges issues d'huiles végétales, des charges issues de graisses animales fraiches ou usagées, ou des produits issus du retraitement de plastiques. Toutes les charges précédemment citées peuvent être utilisées pures ou en mélange, la liste ci-dessus n'étant pas limitative.

Lesdites charges hydrocarbonées peuvent contenir des hétéroatomes tels que l’azote et le soufre. La teneur en azote des charges utilisées selon l'invention est traditionnellement inférieure à 8000 ppm poids, et généralement entre 200 et 5000 ppm poids, et plus généralement entre 500 et 3000 ppm poids. La teneur en soufre des charges utilisées selon l'invention est traditionnellement inférieure à 6% poids, généralement comprise entre 0,2 et 5% et plus généralement entre 0,5 et 4 % poids.

Lesdites charges hydrocarbonées traitées dans le procédé selon l’invention et envoyées dans l’étape a) peuvent 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. Lesdites charges hydrocarbonées traitées dans le procédé selon l’invention et envoyées dans l’étape a) peuvent éventuellement contenir des asphaltènes dont la teneur 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.

Conditions opératoires et catalyseurs

Etape a) d’hydrotraitement

Le procédé selon la présente invention comprend une étape a) d’hydrotraitement desdites charges opérant, en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, 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 6,0 h ^-1 et en utilisant une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L.

Dans un mode de réalisation préféré, l’étape a) d’hydrotraitement est opérée entre 300 et 450°C, sous une pression comprise entre 5 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise 0,5 et 4,0 h ^-1 , et en utilisant une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 400 et 1800 L/L.

Dans un mode de réalisation très préféré, l’étape a) d’hydrotraitement est opérée entre 350 et 430°C, sous une pression comprise entre 10 et 18 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,8 et 3,0 h ^-1 , et en utilisant une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris 600 et 1600 L/L.

Les conditions opératoires utilisées dans l’étape a) du procédé selon l’invention permettent généralement de réaliser un hydrotraitement de la charge de manière à atteindre une teneur en azote organique dans l’effluent généralement inférieure à 100 ppm poids, de préférence inférieure à 50 ppm poids, de manière préférée inférieure à 20 ppm poids, et de manière très préférée inférieure à 10 ppm poids.

Les conditions opératoires utilisées dans l’étape a) du procédé selon l’invention permettent généralement de réaliser un hydrotraitement de la charge de manière à atteindre une teneur en soufre dans l’effluent généralement inférieure à 300 ppm poids, de préférence inférieure à 200 ppm poids, de manière préférée inférieure à 50 ppm poids, et de manière très préférée inférieure à 20 ppm poids.

Conformément à l’invention, l’étape a) d’hydrotraitement est opérée en présence d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, c’est-à-dire qu'il est possible d'utiliser des enchainements de 2 ou plusieurs catalyseurs d'hydrotraitement. Le catalyseur d’hydrotraitement est choisi parmi les catalyseurs classiques d’hydrotraitement connus de l'Homme du métier.

De préférence, le catalyseur comprend une fonction hydrogénante composée d'au moins un métal du groupe VIB et au moins un métal du groupe VIII de la classification périodique, pris seuls ou en mélange, ledit catalyseur étant un catalyseur ayant une phase sulfure comme phase active.

Le ou les métaux du groupe VIB sont choisis parmi le chrome, le molybdène et le tungstène, seul ou en mélange et de préférence choisi parmi le molybdène et le tungstène. De préférence, la teneur en métal du groupe VIB dans le ou les catalyseurs d’hydrotraitement est avantageusement comprise entre 5 et 40% poids et de préférence entre 15 et 30% poids, de manière très préférée entre 18 et 28% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes.

Le ou les métaux du groupe VIII sont choisis parmi le fer, le cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium et le platine, et de préférence parmi le cobalt ou le nickel. De préférence, la teneur en métal du groupe VIII dans le ou les catalyseurs d’hydrotraitement 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.

Le ou les catalyseurs d’hydrotraitement peuvent également éventuellement comprendre au moins un élément promoteur déposé sur ledit catalyseur choisi dans le groupe formé par le phosphore, le bore et le silicium, éventuellement au moins un élément du groupe VI IA (chlore et fluor préférés), éventuellement au moins un élément du groupe VI I B (manganèse préféré), et éventuellement au moins un élément du groupe VB (niobium préféré).

De préférence, le ou les catalyseurs d’hydrotraitement sont supportés sur un support choisi parmi l’alumine, la silice alumine, et de préférence sur l’alumine.

Un catalyseur préféré comprend au moins un métal du groupe VIB et/ou au moins un métal du groupe VIII non noble, et un support de type alumine. Un catalyseur encore plus préféré est constitué du nickel, du molybdène et de l’alumine. Un autre catalyseur préféré est constitué de nickel, de tungstène et de l’alumine ou de la silice alumine. Etape b) première étape d’hydrocraquage

Le procédé selon la présente invention comprend une étape b) première étape d’hydrocraquage utilisant comme charge au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent sortant de l’étape a) et opéré, en présence d'hydrogène et d’au moins un premier 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 6,0 h ^-1 et en utilisant une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L.

Dans un mode de réalisation préféré, l’étape b) est opérée à température comprise 300 et 450°C, sous une pression comprise entre 5 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,5 et 4,0 h ^-1 , et en utilisant une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 400 et 1800 L/L.

Dans un mode de réalisation très préféré, l’étape b) est opérée à une température comprise entre 350 et 430°C, sous une pression comprise entre 10 et 18 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,8 et 3,0 h ^-1 , et en utilisant une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 600 et 1600 L/L.

Les conditions opératoires utilisées dans l’étape b) 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, et de manière alternative, inférieurs à 385°C supérieures à 15% poids et de manière encore plus préférée comprises entre 20 et 95% poids, de manière très préférée entre 30 et 80%. La conversion par passe est ici calculée par rapport à la charge entrant dans l’étape a).

Lors de l’étape d’hydrocraquage b) du procédé de l’invention, la conversion par passe en produits ayant des points d’ébullition inférieurs à 220°C, de préférence inférieurs à 180°C, et de manière alternative, inférieurs à 150°C, est supérieure à 10% en poids, de manière encore plus préférée comprises entre 15 et 75% en poids, de manière très préférée entre 25 et 60%. La conversion par passe est ici calculée par rapport à la charge entrant dans l’étape a).

Conformément à l’invention, l’étape b) d’hydrocraquage opère en présence d’au moins un premier catalyseur d’hydrocraquage, c’est-à-dire qu'il est également possible d'utiliser des enchainements de 2 ou plusieurs catalyseurs d’hydrocraquage. De préférence, le premier catalyseur d’hydrocraquage est choisi parmi les catalyseurs classiques d’hydrocraquage connus de l'Homme du métier. Les premiers 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 m ² .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/ou 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 premier catalyseur d’hydrocraquage comprend une fonction hydrogénante composé d'au moins un métal du groupe VIB et au moins un métal du groupe VIII de la classification périodique, pris seuls ou en mélange, ledit catalyseur étant un catalyseur phase sulfure.

Le ou les métaux du groupe VIB sont choisis parmi le chrome, le molybdène et le tungstène, seul ou en mélange et de préférence choisi parmi le molybdène et le tungstène. De préférence, la teneur en métal du groupe VIB dans le ou les catalyseurs d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 5 et 35% en poids et de préférence entre 10 et 30% en poids, de manière très préférée entre 15 et 22% en poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage en poids d’oxydes.

Le ou les métaux du groupe VIII sont choisis parmi le fer, le cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium et le platine, et de préférence parmi le cobalt ou le nickel. De préférence, la teneur en métal du groupe VIII dans le ou les catalyseurs d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,5 et 15,0% poids et de préférence entre 2,0 et 10,0% en poids, de manière très préférée entre 2,5 et 6,0% en poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage en poids d’oxydes.

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

De préférence, le ou les premiers 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. Dans un mode de réalisation préféré, l’étape b) est un hydrocraquage en lit fixe.

Etape c) de séparation gaz/liquide

Le procédé selon la présente invention comprend une étape c) de séparation gaz/liquide de l’effluent issu de l’étape b) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène.

L’étape de séparation gaz/liquide peut être réalisée dans n’importe quel séparateur gaz/liquide connu de l’homme du métier tel que : un ballon séparateur horizontal ou vertical, etc., cette liste n’étant pas exhaustive.

De préférence, l’étape c) de séparation gaz/liquide est mise en oeuvre dans un séparateur haute température et 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 l’étape b) diminuée des pertes de charges.

Dans un mode de réalisation, l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène issu de l'étape c) est envoyé dans une étape de compression avant son recyclage dans au moins l’étape a) d’hydrotraitement et/ou b) d'hydrocraquage première étape.

Cette étape de compression est nécessaire pour permettre le recyclage du gaz en amont c’est- à-dire dans l’étape a) d’hydrotraitement et/ou b) d'hydrocraquage première étape, donc à pression plus élevée.

Le recyclage du gaz peut également être effectué vers l’étape f) d’hydrocraquage seconde étape.

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

Etape d) de séparation de l’effluent liquide

Le procédé selon la présente invention comprend une étape d) de séparation de l’effluent liquide issu de l’étape c) en au moins un effluent dit converti comprenant des composés hydrocarbonés ayant des points d’ébullition inférieurs à une température Ti comprise entre 340 et 385°C et un effluent liquide non converti comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d’ébullition supérieur à la température Ti. Dans un mode de réalisation, l’effluent liquide non converti issue de l’étape d) comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d’ébullition supérieur à la température Ti est recyclée vers l’étape a) d’hydrotraitement et/ou l’étape b) première étape d’hydrocraquage. Dans ce mode de réalisation, l’effluent liquide non converti est potentiellement hydrotraité de nouveau et est recraqué avec la charge fraiche introduite dans ledit procédé.

Dans un mode de réalisation, le taux de recyclage au réacteur d’hydrotraitement et/ou au réacteur d’hydrocraquage première étape, soit dans l’étape a) et/ou b), est compris entre 0,1 et 1 ,5 m/m calculé par rapport à la charge fraiche, de manière préférée entre 0,15 et 1 ,2 et de manière encore plus préférée entre 0,2 et 0,8.

Dans un mode de réalisation, l’effluent liquide non converti issu de l’étape d) comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d’ébullition supérieur à la température Ti subit une étape de purge des produits lourds polyaromatiques (Heavy Polynuclear Aromatics ou HPNA en terminologie anglaise) avant son recyclage vers l’étape a) d’hydrotraitement et/ou l’étape b) première étape d’hydrocraquage. De préférence cette purge représente 0,5% en poids de la charge fraiche de départ. En effet, les HPNA se forment progressivement lors du recyclage des composants aromatiques lourds et a pour conséquence l’augmentation de leur poids moléculaires. La présence des HPNA dans ladite boucle de recyclage entraîne à terme une perte de charge importante. Une purge ou « bleed » selon la terminologie anglosaxonne permet de limiter l’accumulation de ces produits HPNA.

L’étape d) de séparation peut être réalisée dans n’importe quel séparateur adéquat connu de l’Homme du métier tel que : un ballon séparateur, une tour de lavage, un cyclone, un ballon séparateur conique, etc., cette liste n’étant pas exhaustive.

Dans un mode de réalisation, l’étape d) de séparation est réalisée dans un séparateur haute pression. Ce séparateur fonctionne à la même pression et température que l’effluent issu de l’étape c).

Cette étape d) permet de préférence de réaliser une purge correspondant à moins de 5%, de préférence moins de 3%, de manière très préférée moins de 1% de la charge hydrocarbonée totale entrant dans l’étape a).

Conformément à l'invention, l’effluent dit converti comprenant des composés hydrocarbonés ayant des points d’ébullition inférieurs à la température Ti est envoyé dans l’étape e) de fractionnement. La séparation des composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition supérieure à une température Ti comprise entre 340 et 385°C, permet de maximiser la sélectivité et les rendements en naphta, et plus particulièrement en naphta lourd lors du fractionnement.

Etape e) de fractionnement

Le procédé selon la présente invention comprend une étape e) de fractionnement de l’effluent liquide dit converti issu de l’étape d) comprenant des composés hydrocarbonés ayant des points d’ébullition inférieurs à la température Ti, pour obtenir au moins une première fraction constituée de composés hydrocarbonés ayant un point d’ébullition inférieur à une température T ₂ comprise entre 150 et 220°C et au moins une deuxième fraction comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d’ébullition supérieur à la température T ₂ , mais inférieur à la température Ti.

L’étape e) de fractionnement peut être réalisée dans n’importe quel outil de fractionnement connu de l’Homme du métier tel que : une colonne à plateaux, une colonne à garnissage, etc., cette liste n’étant pas exhaustive.

Dans un mode de réalisation, l’étape e) de fractionnement comprend une première étape de séparation de l'hydrogène sulfuré (H ₂ S) 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 2,0 MPa. L’effluent hydrocarboné, issu de cette première séparation doit ensuite 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 des produits hydrocarbonés dits convertis, c'est à dire généralement ayant des points d’ébullition inférieurs à la température T ₂ , de préférence inférieurs à 160°C et de manière préférée inférieurs à 180°C, et une fraction liquide dite non convertie comprenant des composés possédant une température d’ébullition supérieure à la température T ₂ mais inférieur à la température Ti.

Dans un mode de réalisation, les produits de la fraction convertie issus de la distillation atmosphérique sont une fraction gaz légers dont les molécules contiennent de 1 à 4 atomes de carbone, au moins une fraction une fraction naphta de point d’ébullition inférieur à 180°C et au moins une fraction gazole.

Conformément à l’invention, la troisième fraction comprenant des composés hydrocarbonés dont le point d’ébullition est supérieur à la température T ₂ , mais inférieur à la température Ti, est au moins en partie et de préférence en totalité introduite dans la deuxième étape d’hydrocraquage f) du procédé selon l'invention. Etape f) deuxième étape d’hydrocraquage

Le procédé selon la présente invention comprend une étape f) deuxième étape d’hydrocraquage d’au moins une partie et de préférence la totalité de la deuxième fraction liquide issue de l’étape e) comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d’ébullition supérieur à la température T ₂ , mais inférieur à la température Ti, opérée, en présence d'hydrogène 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 6,0 h ^-1 et avec une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L.

La deuxième étape d’hydrocraquage est réalisée dans une section différente de la première étape d’hydrocraquage.

Dans un mode de réalisation préféré, l’étape f) est opérée à une température comprise entre 300 et 450°C, sous une pression comprise entre 5 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,5 et 4,0 h ^-1 , et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 400 et 1800 L/L.

Dans un mode de réalisation très préféré, l’étape f) est opérée à température comprise entre 350 et 430°C, sous une pression comprise entre 10 et 18 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,8 et 3,0 h ^-1 , et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 600 et 1600 L/L.

Dans un mode de réalisation, au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent de la deuxième étape d’hydrocraquage f) est recyclé vers l’étape c) de séparation gaz/liquide.

Les conditions opératoires utilisées dans l’étape f) du procédé selon l’invention, permettent généralement d’atteindre des conversions par passe en produits ayant des points d’ébullition inférieurs à 220°C, et mieux inférieurs à 180°C, et de manière alternative, inférieurs à 150°C, supérieures à 10% poids et de manière encore plus préférée comprises entre 15 et 75%poids, de manière très préférée entre 25 et 60%. La conversion par passe est ici calculée par rapport à la charge entrant dans l’étape f).

Dans un mode de réalisation, au moins une partie de préférence la totalité de l’effluent issu de l’étape f) deuxième étape d’hydrocraquage est envoyée dans une deuxième étape de séparation gaz/liquide pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène. Dans un mode de réalisation, l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène issu de la deuxième étape de séparation est envoyé dans une étape de compression.

Dans un mode de réalisation, le procédé selon l’invention comprend une étape d’hydrotraitement d’au moins une partie et de préférence de la totalité de l’effluent issu de l’étape f) 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 comprise entre 200 et 380°C.

Dans ce mode de réalisation, au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent issu de l’étape f) est donc co-traité dans une étape d’hydrotraitement en mélange avec une charge liquide hydrocarbonée distincte dudit effluent issu de la deuxième étape d’hydrocraquage f).

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 f). 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 est avantageusement choisie parmi les charges liquides hydrocarbonées issues de la distillation directe d’un pétrole brut (ou straight run selon la terminologie anglo-saxonne) et de préférence choisies parmi le gazole straight run, le Light Vacuum Gasoil Oil (LVGO) selon la terminologie anglo-saxonne, lesdistillats sous vide légers, 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 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 gazoles légers issus d'une unité de craquage catalytique (LCO (light cycle oil) selon la terminologie anglo-saxonne), et une charge gazole issue soit de la conversion de biomasse (estérification par exemple), soit de la conversion d'huile végétales soit de la conversion de graisse animales fraiches ou usagées, soit de pyrolysats de plastiques, lesdites charges pouvant 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 f) représente entre 20% et 80% poids de la masse totale du mélange liquide total à l’entrée de l’étape 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 f) en mélange avec ladite charge liquide hydrocarbonée dans l’étape d’hydrotraitement, en aval de l’étape d’hydrocraquage f), permet en plus de désulfurer ladite charge liquide hydrocarbonée, de minimiser la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA).

Conformément à l’invention, l’étape f) deuxième étape d’hydrocraquage opère en présence d’au moins un deuxième catalyseur d’hydrocraquage, c’est-à-dire qu'il est également possible d'utiliser des enchainements de 2 ou plusieurs catalyseurs d’hydrocraquage. De préférence, le deuxième catalyseur d’hydrocraquage est choisi parmi les catalyseurs 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 m ² .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 deuxièmes catalyseurs d’hydrocraquage comprennent une fonction 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 deuxièmes catalyseurs d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,5 et 15,0% poids et de préférence entre 2 et 10% poids, de manière très préférée entre 2,5 et 6,0%poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes.

De préférence, la teneur en métal du groupe VIB dans le ou les deuxièmes catalyseurs d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 5 et 35% poids et de préférence entre 10 et 30% poids, de manière très préférée entre 15 et 22% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes. Le ou les deuxièmes 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 VIIA (chlore et fluor préférés), et éventuellement au moins un élément du groupe VI I B (manganèse préféré), éventuellement au moins un élément du groupe VB (niobium préféré).

De préférence, le ou les deuxièmes 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.

Dans un mode de réalisation préféré, le taux de recyclage de la deuxième fraction liquide issue de l’étape e) comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d’ébullition supérieur à la température T ₂ , mais inférieur à la température T 1 au réacteur d’hydrocraquage de deuxième étape de l’étape f) est compris entre 0,2 et 1 ,5 m/m calculé par rapport à la charge fraiche, de manière préférée entre 0,5 et 1 ,2 et de manière encore plus préférée entre 0,6 et 1 ,1 .

Dans un mode de réalisation préféré, l’étape f) est un hydrocraquage en lit fixe.

Dans un mode de réalisation, les catalyseurs d’hydrocraquage utilisés aux étapes b) et f) sont différents.

Dans un mode de réalisation, le taux de recyclage global du procédé selon l’invention comprenant le recyclage de l’effluent liquide non converti issue de l’étape d) comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d’ébullition supérieur à la température Ti vers l’étape a) d’hydrotraitement et/ou l’étape b) première étape d’hydrocraquage, et le recyclage de la deuxième fraction liquide issue de l’étape e) comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d’ébullition supérieur à la température T ₂ , mais inférieur à la température Ti au réacteur d’hydrocraquage de deuxième étape de l’étape f) est compris entre 0,4 et 3 m/m calculé par rapport à la charge fraiche.

Description des figures :

La figure 1 illustre le procédé selon un mode de réalisation de l’invention : La charge hydrocarbonée de type DSV 1 entre dans une section d’hydrotraitement A. L’effluent 2 est envoyé dans une section d’hydrocraquage B correspondant à la première étape d’hydrocraquage. L’effluent 3 est envoyé dans une étape de séparation gaz/liquide C, permettant d’isoler un flux gazeux comprenant de l’hydrogène 5. L’effluent gazeux 5 est envoyé dans un compresseur de recyclage D, il est mélangé avec un flux 12 d’appoint d’hydrogène puis recyclé dans les sections d’hydrotraitement A et d’hydrocraquage B via les flux 6 et 7. L’effluent liquide 16 issu de l’étape de séparation C est envoyé vers une étape de séparation comprenant de préférence un séparateur haute pression E. Un effluent 15 comprenant un effluent dit converti comprenant des composés hydrocarbonés ayant des points d’ébullition inférieure à Ti comprise entre 340 et 385°C et un effluent 17 liquide non converti comprenant des composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition supérieure à Ti sont séparées dans le séparateur haute pression. L’effluent 15 est envoyé vers une étape de fractionnement comprenant une colonne de fractionnement F. L’effluent 17 est recyclé vers A et/ou B, une purge 18 peut être mise en oeuvre sur l’effluent 17 pour réduire les HPNA. Un effluent comprenant des composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition inférieure ou égale à T ₂ (coupe naphta) 10, des coupes comprenant des composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition supérieure à T ₂ mais inférieur à Ti (coupe distillât moyen) 8, et des gaz 1 1 sont séparés dans la colonne de fractionnement. La coupe 8 est recyclée vers une seconde section d’hydrocraquage G. L’effluent 9 issu de G est envoyé vers C.

La figure 2 illustre un procédé d’hydrocraquage deux étapes classique pour maximisation de l’obtention de naphta selon l’art antérieur : La charge hydrocarbonée de type DSV 1 entre dans une section d’hydrotraitement A puis l’effluent hydrotraité 2 est envoyé vers une étape d’hydrocraquage B correspondant à la première étape d’hydrocraquage. L’effluent 3 issu de l’étape B est envoyé dans un séparateur gaz/liquide C permettant d’isoler un flux gazeux comprenant de l’hydrogène 5. L’effluent gazeux 5 est envoyé dans un compresseur de recyclage D, il est mélangé avec un flux 12 d’appoint d’hydrogène puis recyclé dans les réacteurs d’hydrocraquage via les flux 6 et 7. L’effluent liquide 4 issu du séparateur C alimente une colonne de fractionnement E. Une fraction comprenant des composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition inférieure ou égale à 180°C (coupe naphta) 10, une fraction comprenant des composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition supérieure à 180°C (fraction non convertie) 8, et des gaz 11 sont séparées dans la colonne de fractionnement. La fraction 8 est recyclée vers une seconde section d’hydrocraquage F correspondant à la deuxième étape d’hydrocraquage. Une purge 13 peut être mise en oeuvre sur la fraction 8 avant son recyclage vers F. L’effluent de F 9 est envoyé vers le séparateur gaz/liquide C. Exemples

Les tests ont été réalisés sur une unité comportant deux réacteurs en série (R1 pour l'étape d'hydrotraitement, R2 pour la première étape d'hydrocraquage) suivi d'une colonne de distillation permettant la séparation de la fraction légère et l’envoi de la fraction lourde vers un troisième réacteur (R3, hydrocraquage deuxième étape) dont la sortie est recyclée vers la colonne de distillation. L'unité peut être mise sous une pression globale allant de la pression atmosphérique jusqu’à 18MPa. La régulation de température des réacteurs R1 , R2, et R3 peut être faite de la température ambiante et jusqu’à 450°C. Le chargement des réacteurs peut être réalisé en utilisant des volumes de catalyseurs compris entre 30 à 100 mL. Les débits de charges injectées peuvent varier entre 10 et 300 g. h ^-1 et les débits d'hydrogène entre 0 et 400 NL.h ^-1 .

Exemple comparatif - Procédé d’hydrocraquage en deux étapes classiques ne comprenant pas d’étape de séparation des coupes comprenant des composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition supérieure à 370°C en amont de l’étape de fractionnement Figure 2

Une charge fraiche VGO est introduite dans la première étape d’hydrocraquage composée d’un réacteur d’hydrotraitement R1 comprenant un catalyseur préparé à partir d'une phase active contenant du Nickel et du molybdène supporté sur de l'alumine et au moins un réacteur d’hydrocraquage R2 qui comprend un catalyseur préparé à partir d'une phase active contenant du Nickel et du molybdène supporté sur un support composé d'alumine et de zéolite USY (Ultra Stable Y).

L’effluent sortant de la première étape d’hydrocraquage est envoyé dans un séparateur gaz/liquide et la totalité de l’effluent liquide obtenu est envoyé vers une colonne de fractionnement, et l’effluent gazeux comprenant de l’hydrogène obtenu est envoyé vers une étape de compression avant son recyclage dans la première étape d’hydrocraquage.

Ensuite, dans la colonne de fractionnement, les produits principaux seront divisés et extraits du procédé et la fraction non convertie comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d’ébullition supérieur à 180°C est concentrée et sortie dans le fond de la colonne. Une purge des HPNA est réalisée sur cette fraction avant son envoi vers la deuxième étape d’hydrocraquage du procédé. La deuxième étape est composée d’un réacteur d’hydrocraquage R3 qui contient un catalyseur préparé à partir d'une phase active contenant du Nickel et du molybdène supporté sur un support composé d'alumine et de zéolite USY. L’effluent de R3 est ensuite mélangé avec l’effluent de R2. Les deux étapes combinées ferment la boucle du procédé. La charge fraiche VGO est injectée dans une étape de préchauffe puis dans R1 dans les conditions suivantes :

Tableau 1

L’effluent de ce réacteur est ensuite mélangé à un flux d’hydrogène et puis est injecté dans R2 opérant dans les conditions suivantes :

Tableau 2

R1 et R2 constituent la première étape d’hydrocraquage, l’effluent de cette première étape 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 recyclage et permettant de séparer d’une part l’hydrogène, le sulfure d’hydrogène et l’ammoniaque et d’autre part l’effluent liquide alimentant un strippeur puis une colonne de fractionnement atmosphérique afin de séparer des flux concentré en H ₂ S, naphta et une fraction lourde non convertie comprenant des composés hydrocarbonés ayant un point d’ébullition supérieur à 180°C. Cette fraction lourde non convertie est recyclée vers une étape de préchauffe puis dans R3 constituant la seconde étape d’hydrocraquage. Ce réacteur est mis en oeuvre dans les conditions suivantes :

Tableau 3

L’effluent de R3 est ensuite envoyé vers 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 fraiche VGO. Une purge correspondant à 0.5% massique du débit de la charge fraiche est réalisée sur l’effluent de R3.

La coupe naphta est récupérée de la colonne de fractionnement.

Le rendement en naphta de ce procédé est de 89.84% massique, pour une conversion globale de 99.5% massique des hydrocarbures dont le point d’ébullition est supérieur à 180°C.

Exemple selon l’invention - Procédé optimisé d’hydrocraquage en deux étapes comprenant une étape de séparation des composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition supérieure à 370°C en amont de l’étape de fractionnement Figure 1

Une charge fraiche VGO est introduite dans la première étape d’hydrocraquage qui est composée d’un réacteur d’hydrotraitement R1 comprenant un catalyseur NiMo /Alumine et un réacteur d’hydrocraquage R2 comprenant un catalyseur zéolitique NiMo sur alumine + USY.

La deuxième étape d’hydrocraquage est composée d’un réacteur R3 d’hydrocraquage qui comprend un catalyseur zéolitique NiMo sur alumine + USY.

L’effluent de R2 est envoyé vers une étape de séparation gaz/liquide comprenant préférentiellement un lavage aux amines, puis vers un séparateur haute pression avant la colonne de fractionnement. L’étape de séparation permet de séparer une coupe comprenant des composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition supérieure à 370°C qui est recyclée vers R1 et/ou R2 avec une purge des HPNA. L’effluent en tête du séparateur haute pression est composée d’une coupe comprenant des composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition comprise entre 50 et 370°C et est envoyée vers la colonne de fractionnement.

La fraction envoyée vers R3 dans la deuxième étape d’hydrocraquage est donc la coupe comprenant des composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition comprise entre 180 et 370°C issue de la colonne de fractionnement qui n’est pas une coupe comprenant des composés hydrocarbonés de point d’ébullition supérieur à 370°C comme dans l’exemple comparatif 1 .

Dans cet exemple, le recyclage de la coupe comprenant des composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition supérieure à 370°C se fait avec un taux de recyclage au R1 et/ou R2 de 0,21 m/m calculé par rapport à la charge fraiche, et le recyclage de coupe comprenant des composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition comprise entre 180 et 370°C se fait avec un taux de recyclage au R3 de 0,79 m/m calculé par rapport à la charge fraiche.

Ci-dessous un comparatif des performances et conditions opératoires du schéma selon l’invention comparé à celui de l’art antérieur :

Tableau 3

PI = point initial d’ébullition L’implémentation du schéma selon l’invention de l’exemple 2 permet un gain en rendement (+0,37% de la masse de charge fraiche) vers la coupe naphta total (léger + lourd) comparé au procédé de maximisation en naphta classique selon l’art antérieur de l’exemple 1 , et particulièrement un gain en rendement vers la coupe naphta lourd (+0,76% de la masse de charge fraiche).

Le procédé de l’exemple 1 selon l’art antérieur génère une production de fraction légère C1 - C4 supérieure à celle du procédé selon l’invention (-0.34% de la masse de charge fraiche).