La présente invention concerne un procédé de distillation sous vide d'une charge d'hydrocarbures, comprenant les étapes suivantes :

- chauffage de la charge ;

- introduction de la charge dans une zone de flash d'une colonne de distillation sous vide ;

- prélèvement d'au moins un courant de distillât à un niveau intermédiaire de la colonne de distillation sous vide ;

- tirage, en tête de la colonne de distillation sous vide, d'un courant de tête de colonne ;

- condensation partielle du courant de tête de colonne pour récupérer un flux liquide et un flux gazeux ;

- passage du flux gazeux dans une unité de génération de vide et récupération d'au moins un condensât et d'une fraction gazeuse de gaz incondensable.

Un tel procédé est destiné notamment à la distillation d'une charge d'hydrocarbures comprenant des composés lourds, présentant des points d'ébullition élevés. En particulier, le procédé est destiné à la distillation d'une charge résultant de la distillation atmosphérique du pétrole brut.

Le raffinage du pétrole brut comprend généralement une distillation atmosphérique dans laquelle les températures sont maintenues inférieures à 370°C - 380 °C pour éviter que les composants de masse moléculaire élevée subissent un craquage thermique et forment du coke de pétrole.

La formation de coke est particulièrement indésirable et se traduit notamment par un encrassement des tubes dans le four servant à chauffer la charge de la colonne de distillation.

Du fait de la limitation de la température de chauffe, la distillation atmosphérique produit une huile résiduelle qui est recueillie à la partie inférieure de la colonne de distillation atmosphérique. Cette huile comporte des hydrocarbures qui présentent en général des points d'ébullition au-delà de 350 °C.

Cette huile est alors distillée sous vide pour récupérer des distillais valorisâmes. À cet effet, la distillation sous vide est opérée à des pressions très faibles généralement comprises entre 13 mbars et 133 mbars (10 mmHg à 100 mmHg), pour limiter la température de sortie du four et par voie de conséquence, limiter le risque de craquage et de formation de coke en abaissant les températures requises en sortie . Pour réaliser ce niveau de vide, il est connu d'utiliser une unité de génération de vide comprenant plusieurs étages d'éjecteurs à jet de vapeur installés en série. Ces éjecteurs requièrent une consommation significative de vapeur motrice.

Par ailleurs, à ce niveau de vide, la condensation des hydrocarbures légers et de la vapeur d'eau récupérés en tête de colonne nécessite une consommation très importante en eau de refroidissement.

Pour faciliter la distillation, un flux d'épuisement à base de vapeur d'eau est introduit dans la colonne de distillation sous la charge, au pied de la colonne de distillation. Ce flux d'épuisement est récupéré en tête de colonne sous forme de vapeur d'eau, mélangée aux hydrocarbures résiduels, puis condensé avant d'être traité dans une unité aval.

Enfin, le soutirage le plus élevé dans la colonne où sont prélevées les huiles légères de distillation sous vide a une viscosité non négligeable à température ambiante, ce qui est pénalisant pour le dimensionnement des échangeurs à air.

Un but de l'invention est d'obtenir un procédé de distillation sous vide qui présente une consommation en utilités diminuée et une réduction de la taille de certains équipements, tout en conservant des performances au moins aussi bonnes de séparation.

A cet effet, l'invention a pour objet un procédé du type précité caractérisé en ce que le procédé comporte l'introduction dans la colonne de distillation sous vide d'un flux d'un fluide d'épuisement de la charge, le fluide d'épuisement étant constitué d'un mélange d'hydrocarbures présentant une température moyenne d'ébullition pondérée comprise entre 150°C et 250°C, avantageusement entre 190°C et 210°C.

Suivant des modes particuliers de réalisation, le procédé selon l'invention comprend l'une ou plusieurs des caractéristiques suivantes, prise(s) isolément ou suivant toute combinaison techniquement possible :

- le fluide d'épuisement est constitué de kérosène ;

- il comprend une étape de formation d'un courant de recyclage du fluide d'épuisement, à partir du flux liquide ;

-il comprend le prélèvement, dans le courant de recyclage du fluide d'épuisement, d'un courant de purge d'une partie du fluide d'épuisement, et l'introduction, en aval du prélèvement du courant de purge, d'un courant d'appoint en fluide d'épuisement, le courant de recyclage du fluide d'épuisement formant au moins une partie du flux de fluide d'épuisement ;

- le fluide d'épuisement est constitué en totalité d'un courant d'appoint, aucun courant issu du flux liquide n'étant recyclé dans le flux de fluide d'épuisement introduit dans la colonne de distillation sous vide ; - il comprend l'introduction du flux de fluide d'épuisement réchauffé dans la colonne de distillation sous vide, à un niveau situé en dessous du niveau d'introduction de la charge ;

- il comprend la dérivation d'une partie du flux de fluide d'épuisement, avant son introduction dans la colonne de distillation sous vide, et son introduction dans la charge ;

- l'étape de condensation du courant de tête de colonne est mise en œuvre dans un premier échangeur thermique aval, avantageusement un échangeur thermique à plaques, en particulier à faible perte de charge, le premier échangeur thermique aval étant disposé dans la colonne de distillation sous vide ou à l'extérieur de la colonne de distillation sous vide ;

- l'étape de condensation du courant de tête de colonne est mise en œuvre dans un premier échangeur thermique aval, avantageusement un échangeur thermique à plaques, en particulier à faible perte de charge, le procédé comprenant une étape de passage du flux gazeux issu du premier échangeur thermique aval dans un deuxième échangeur thermique aval, pour obtenir un condensât additionnel ;

- l'étape de passage du flux gazeux dans le deuxième échangeur thermique aval comporte une pulvérisation d'un courant d'hydrocarbures liquides dans le flux gazeux ;

- il comprend une étape de récupération du ou de chaque condensât dans une capacité et la récupération dans la capacité d'un courant d'eau à traiter et d'un courant d'hydrocarbures récupérés ;

- l'étape de passage du flux gazeux dans une unité de génération de vide comporte l'introduction du flux gazeux dans au moins un éjecteur à vapeur, pour former un courant éjecté, et la condensation partielle du courant éjecté produit par chaque éjecteur à vapeur dans un condenseur ;

- il comprend la récupération d'un courant de fond net en bas de la colonne de distillation sous vide, le rapport entre le débit massique du fluide d'épuisement introduit dans la colonne de distillation sous vide et le débit massique du courant de fond net récupéré au fond de la colonne de distillation sous vide est supérieur à 80 kg de fluide d'épuisement pour 1000 kg de courant de fond net récupéré au fond de la colonne de distillation sous vide et est notamment compris entre 80 kg et 800 kg de fluide d'épuisement pour 1000 kg de courant de fond net récupéré au fond de la colonne de distillation sous vide;

- plus de 95 % en masse du fluide d'épuisement introduit dans la colonne de distillation sous vide est extrait de la colonne de distillation sous vide via le courant de tête de colonne. L'invention a également pour objet une installation de distillation sous vide, comprenant :

- un ensemble de chauffage de la charge ;

- une colonne de distillation sous vide et un ensemble d'introduction de la charge dans une zone de flash de la colonne de distillation sous vide ;

- un ensemble de prélèvement d'au moins un courant de distillât à un niveau intermédiaire de la colonne de distillation sous vide ;

- un ensemble de tirage, en tête de la colonne de distillation sous vide, d'un courant de tête de colonne ;

- un ensemble de condensation partielle du courant de tête de colonne pour récupérer un flux liquide et un flux gazeux ;

- une unité de génération de vide, un ensemble de passage du flux gazeux dans l'unité de génération de vide et un ensemble de récupération d'au moins un condensât et d'une fraction gazeuse de gaz combustible produits dans l'unité de génération de vide à partir du flux gazeux;

caractérisée par un ensemble d'introduction dans la colonne de distillation sous vide d'un flux de fluide d'épuisement de la charge, le fluide d'épuisement présentant une température moyenne d'ébullition pondérée comprise entre 150 °C et 250 °C.

Suivant des modes particuliers de réalisation, l'installation selon l'invention comprend l'une ou plusieurs des caractéristiques suivantes, prise(s) isolément ou suivant toute combinaison techniquement possible :

- elle comprend un élément de recyclage du fluide d'épuisement, l'installation comprenant un ensemble de formation du flux de fluide d'épuisement au moins en partie à partir de l'élément de recyclage du fluide d'épuisement ;

- l'ensemble de condensation du courant de tête de colonne comporte un premier échangeur thermique aval, avantageusement un échangeur à plaques, de préférence à faible pertes de charges, disposé dans la colonne de distillation sous vide ou installé à l'extérieur de la colonne de distillation sous vide ;

- l'ensemble de condensation du courant de tête de colonne comporte un premier échangeur thermique aval, avantageusement un échangeur à plaques, de préférence à faible perte de charge, et un deuxième échangeur thermique aval, l'installation comprenant un ensemble de passage du flux gazeux dans le deuxième échangeur thermique aval, pour obtenir un condensât additionnel.

L'invention sera mieux comprise à la lecture de la description qui va suivre, donnée uniquement à titre d'exemple, et faite en se référant aux dessins annexés, sur lesquels : - la figure 1 est un schéma synoptique d'une première installation de distillation sous vide, destinée à la mise en œuvre d'un premier procédé selon l'invention ;

- la figure 2 est une vue analogue à la figure 1 , d'une deuxième installation de distillation sous vide, destinée à la mise en œuvre d'un deuxième procédé selon l'invention ;

- la figure 3 est une vue analogue à la figure 1 , d'une troisième installation de distillation sous vide, destinée à la mise en œuvre d'un troisième procédé selon l'invention.

Dans tout ce qui suit, on désignera par les mêmes références un courant circulant dans une conduite et la conduite qui le transporte.

En outre, sauf indication contraire, les débits cités sont des débits massiques, les pressions sont données en millibars absolus.

Une première installation 10 selon l'invention est illustrée par la figure 1 . Cette installation 10 est destinée à la mise en œuvre d'un premier procédé selon l'invention, pour la distillation sous vide d'une charge 12.

L'installation 10 comporte un four 14 de chauffage de la charge 12 et d'un fluide d'épuisement, une colonne de distillation sous vide 16, et des échangeurs thermiques de fond 18.

L'installation 10 comporte en outre des soutirages latéraux 20, 22, 24, et, associés respectivement à chaque soutirage latéral 20, 22, 24, des échangeurs thermiques respectifs 26, 28 et 30. Dans des variantes, l'installation 10 comporte d'autres types d'arrangements de distillation sous vide (nombre de soutirage 20, 22, 24 variables, nombre de lits de garnissage 43 variables, nombre de lits de garnissage 41 variables).

L'installation 10 comporte un échangeur thermique aval 32, une unité 34 de génération de vide, et une capacité 36 de récupération de condensais.

L'installation 10 comporte dans cet exemple un séparateur aval 38 optionnel de récupération du fluide d'épuisement et une pompe 40 de recyclage du fluide d'épuisement.

Dans cet exemple, la colonne de distillation sous vide 16 présente, un premier lit de garnissage 43 dont le rôle est d'assurer un échange thermique au-dessus de chaque soutirage 20, 22, 24, et dont l'alimentation liquide est assurée par un premier diffuseur 44. La colonne de distillation sous vide 16 présente, au-dessous de chaque soutirage 20, 22, 24, un deuxième lit 41 de garnissage, dont le rôle est d'assurer un fractionnement et dont l'alimentation est assurée par un deuxième diffuseur de liquide 42.

Dans l'exemple représenté sur la figure 1 , les échangeurs thermiques 26 et 28 sont des échangeurs thermiques permettant de refroidir une partie des soutirages 58 et 64. L'échangeur thermique aval 32 est un échangeur à eau, alimenté par un flux d'eau à température ambiante. Les échangeurs thermiques 30 sont des échangeurs thermiques à air.

L'unité de génération de vide 34 comporte une pluralité d'éjecteurs à jet de vapeur 45, montés en série les uns des autres, et pour chaque éjecteur 45, un condenseur aval 46 à eau. En fonction du niveau de vide recherché, le nombre d'étages d'éjecteurs en série pourra varier.

Dans l'exemple représenté sur la figure 1 , l'unité 34 comporte trois éjecteurs 45 en série et trois condenseurs 46 interposés entre les éjecteurs 45.

Un premier procédé de distillation sous vide de la charge 12 dans l'installation 10 va maintenant être décrit.

Initialement, la charge 12 est fournie. Cette charge 12 est par exemple une charge d'hydrocarbures liquides, telle qu'une charge d'huile résiduelle provenant d'une distillation atmosphérique.

Le débit massique de la charge 12 est en général compris entre 100 t/h et 1000 t/h

La charge 12 est issue soit directement du fond d'une colonne de distillation atmosphérique de brut (généralement de l'ordre de 350°C) ou soit d'un bac de stockage (à une température par exemple de l'ordre de 80°C) après réchauffage jusqu'à une température de l'ordre de 300°C. La charge 12 est tout d'abord introduite dans le four 14 pour y être réchauffée et avantageusement vaporisée.

La température de la charge réchauffée 50 à la sortie du four 14 est généralement comprise entre 380 °C et 420 °C en fonction des performances de distillation recherchées et du point de coupe TBP entre le résidu sous vide 79 et le distillât sous vide 20 (L'acronyme TBP provient de « True Boiling Point », terme anglais signifiant « point d'ébullition véritable ». Les points de coupe cités représentent la fraction distillée du brut aux températures indiquées).

La charge partiellement vaporisée 50 est ensuite introduite dans la colonne de distillation sous vide 16 à un niveau N1 situé dans la zone de flash au-dessus du fond de la colonne de distillation sous vide 16.

Simultanément, et selon l'invention, un flux de fluide d'épuisement 52, constitué d'hydrocarbures présentant une température moyenne d'ébullition pondérée (mean average boiling point » en anglais ou Tmav) comprise entre 150°C et 250°C (typiquement de l'ordre de 200°C), est introduit dans le four 14 pour y être réchauffé et avantageusement vaporisé. Cette température Tmav est définie dans le « Databook on hydrocarbons » écrit par J.B. Maxwell sous l'expression anglaise « mean average boiling point ». Le calcul de la température Tmav selon la méthode de J.B. Maxwell est également détaillé dans l'ouvrage de Pierre Wuithier « Le Pétrole - Raffinage et Génie Chimique », Volume 1 .

Un kérosène issu d'une distillation atmosphérique de brut ayant un point de coupe TBP initial compris entre 145°C et 180°C et un point de coupe TBP final compris entre 220°C et 250°C constitue avantageusement le fluide d'épuisement.

Le fluide d'épuisement 52 est totalement vaporisé et surchauffé avant son introduction en fond de colonne 16. Une partie de ce fluide d'épuisement est injecté sous forme liquide dans le faisceau de radiation de four sous vide comme fluide d'accélération afin de limiter les températures de film dans les tubes.

Le flux de fluide d'épuisement surchauffé 54 est introduit dans la colonne de distillation sous vide 16, à un niveau N2 situé en dessous du dernier plateau d'une zone d'épuisement 56 de la colonne de distillation sous vide 16.

Le flux de fluide d'épuisement réchauffé 54 remonte à travers les plateaux de la zone d'épuisement56 situé entre les niveaux N1 et N2 et revaporise les fractions les plus légères du résidu sous vide.

Dans la colonne de distillation sous vide 16, le niveau de vide en tête de colonne est avantageusement compris entre 13 mbars et 40 mbars (10 mmHg et 30 mmHg), ici sensiblement autour de 27 mbars (20 mmHg).

Un premier courant 58 de distillât lourd sous vide (« HVGO » ou « Heavy Vacuum Gas Oil » en anglais) est prélevé latéralement au niveau d'un premier soutirage 20 à un niveau inférieur N3 situé au-dessus du niveau N1 .

Une première fraction 60 du courant de distillât lourd sous vide 58 est réintroduite dans la colonne 16 à travers le deuxième diffuseur 42 associé au soutirage 20. Le reste du courant de distillât lourd sous vide 58 passe dans un échangeur thermique 26 et une deuxième fraction 62 du courant de distillât lourd 58 issue de l'échangeur thermique 26 est réintroduite dans la colonne de distillation sous vide 16, à travers le premier diffuseur 44 associé au soutirage 20. Le reste du courant constitue la production 180 de distillât lourd sous vide issue de l'unité.

Un deuxième courant 64 de distillât moyen sous vide optionnel (« MVGO » ou « Médium Vacuum Gas Oil » en anglais) est prélevé au niveau d'un deuxième soutirage 22 à un niveau moyen N4 situé au-dessus du niveau N3.

Une première fraction 66 du courant optionnel de distillât moyen sous vide 64 est réintroduite dans la colonne de distillation sous vide 16 à travers le deuxième diffuseur 42 associé au deuxième soutirage 22. Le reste du courant de distillât moyen sous vide 64 passe dans un échangeur thermique 28. Une deuxième fraction 68 optionnel du courant de distillât moyen sous vide 64 issue de l'échangeur thermique 28 est réintroduite dans la colonne de distillation sous vide 16, à travers le premier diffuseur 44 du deuxième soutirage 22. Le reste du courant constitue la production 170 de distillât moyen sous vide issue de l'unité.

Un troisième courant 70 de distillât léger sous vide (« LVGO » ou « Light Vacuum Gas Oil » en anglais) est prélevé au niveau d'un troisième soutirage 24 à un niveau haut N5 situé au-dessus du niveau N4, au voisinage de la tête de la colonne de distillation sous vide 16.

Une première fraction 72 du courant de distillât léger sous vide 70 est réintroduite dans la colonne de distillation sous vide 16 à travers le deuxième diffuseur 42 associé au troisième soutirage 24. Le reste du courant 70 passe dans un échangeur 30 à air. Une deuxième fraction 74 du courant de distillât léger sous vide 70 issue de l'échangeur thermique 30 est réintroduite dans la colonne de distillation 16, à travers le premier diffuseur 44 du troisième soutirage 24. Le reste du courant constitue la production 160 de distillât léger sous vide issue de l'unité.

Un courant de fond 79 est récupéré en bas de la colonne de distillation sous vide

16 et passe à travers des échangeurs thermiques de fond.

Un courant de tête 80 est tiré en tête de la colonne, sous l'effet de l'aspiration produite par l'unité de génération de vide 34.

Le courant de tête 80 a une pression égale à la pression d'opération de tête de colonne 16 et a une température comprise généralement entre 60 °C et 100°C.

Le courant de tête 80 est ensuite introduit dans l'échangeur thermique aval 32, pour y être partiellement condensé par échange thermique avec l'eau circulant dans l'échangeur thermique aval 32. Le courant de tête 80 est ainsi séparé en un flux gazeux de tête 82 et un flux liquide de pied 84.

Le flux gazeux de tête 82 est amené jusqu'à l'unité de génération de vide 34. Il est introduit dans un premier éjecteur 45 où il est entraîné par un flux de vapeur motrice 150. Le mélange ainsi formé est introduit dans le premier condenseur 46, pour former un premier condensât 86 et un premier flux gazeux 88.

Le premier flux gazeux 88 est introduit successivement dans un deuxième éjecteur 45, puis dans un deuxième condenseur 46, pour former un deuxième condensât 90 et un deuxième flux gazeux 92.

Le deuxième flux gazeux 92 est alors introduit dans un troisième éjecteur 45, puis dans un troisième condenseur 46, pour former un troisième flux gazeux 94 de gaz combustible incondensable et un troisième condensât 96 disponible à une pression légèrement supérieure à la pression atmosphérique. Les condensais 86, 90, 96 sont récupérés dans une capacité 36 et sont séparés en un courant d'hydrocarbures condensés 98 et en un courant d'eau à traiter 100.

Le flux liquide de pied 84 contient la majorité du fluide d'épuisement introduit dans le flux de fluide d'épuisement 52 au pied de la colonne de distillation sous vide 16. En effet, la température d'ébullition du fluide d'épuisement 52 est inférieure à celle du courant de distillât léger sous vide 70 et est supérieure à celle de la vapeur d'eau.

Le fluide d'épuisement est cependant plus facilement condensable que la vapeur d'eau. Ceci permet d'opérer la colonne à une pression faible, tel que décrit plus haut.

Le flux liquide de pied 84 est introduit dans le séparateur aval 38 optionnel en équilibre avec le flux gazeux 82.

La fraction de pied 1 12 contient la majorité du fluide d'épuisement. Elle est pompée dans la pompe 40 pour former un courant 1 14 de recyclage du fluide d'épuisement.

Un courant de purge 1 16 est prélevé dans le courant de recyclage 1 14 pour diminuer la quantité d'impuretés et conserver une qualité de courant de recycle 1 14 constante et dont la qualité sera la plus proche possible du flux d'épuisement d'appoint 1 18. Le courant de purge 1 16 représente généralement entre 5% massique et 20% massique de la fraction de pied 1 12 introduite dans la pompe 40. En variante, le procédé est mis en œuvre sans recyclage à purge totale (l'absence de débit de recycle étant compensé par un débit supplémentaire d'appoint 1 18).

En référence à la figure 1 , le reste du courant de recyclage 1 14 est ramené vers le four 14 pour former, avec un courant d'apport 1 18 en fluide d'épuisement, le flux 52 de fluide d'épuisement.

Le prélèvement du courant de purge 1 16 et l'apport fourni par le courant d'apport 1 18 permettent de renouveler le fluide d'épuisement circulant dans le procédé selon l'invention. Ceci garantit le maintien d'une bonne qualité de distillation, et une bonne aptitude à la condensation du fluide d'épuisement, en éliminant les fractions les plus légères éventuellement accumulées.

Par ailleurs, le débit du flux de fluide d'épuisement 52 introduit dans la colonne de distillation 16 peut être contrôlé, en ajustant les débits respectifs du courant de purge 1 16 et du courant d'apport 1 18.

Le Tableau 1 ci-dessous illustre les résultats obtenus par simulation numérique pour le premier procédé selon l'invention, dans le cadre du traitement d'une charge d'hydrocarbures 12 de débit massique égal à 666,7 t/h résultant de la distillation atmosphérique d'un brut de type « OURAL ». Le fluide d'épuisement est du kérosène issu d'une distillation atmosphérique ayant un point de coupe TBP 145°C-230°C, un poids moléculaire de 152 g/mol et une densité à 15°C de 0.781 .

Les résultats obtenus sont comparés à ceux d'un procédé de l'état de la technique, dans lequel le fluide d'épuisement est de la vapeur d'eau, l'installation étant dépourvue de séparateur aval 38 et de pompe de recyclage 40.

Tableau 1

Etat de la Figure 1 Gain technique

Conditions d'opération

Pression d'opération de la colonne 16 mbars 72 27

(mmHg) (54) (20)

Pression d'introduction du courant 50 mbars 105 50

dans la zone de flash (mmHg) (79) (37,5)

Pression en sortie de l'échangeur 32 mbars 60 15

(mmHg) (45) (1 1 )

Température en sortie de l'échangeur 32 °C 33,5 33,5

Bilan de matière

Débit de vapeur d'épuisement dans la t/h 33,5

colonne 16

Débit total de kérosène dans les flux 52 + t/h 1 15

1 19

Débit de flux gazeux 82 t/h 8,3 5,7 - 31 %

Débit du courant 160 t/h 46,9 46,9 =

Débit du courant 170 t/h 302,2 302,2 =

Débit du courant 180 t/h 1 15,7 1 15,7 =

Conception des équipements

Aire des échangeurs 30 m2 3480 1360 - 61 %

Aire des échangeurs 32 m2 4 x 1220 2 x 1 150 - 53%

Débit d'eau de refroidissement t/h 4100 3545 - 13%

Débit d'eau pour production de vapeur t/h 53,2 22,0 - 59%

Gaz combustible (chauffage du four et 99,6 102,1 + 2.5% production de vapeur)

Traitement final

Débit du courant d'eau à traiter 100 t/h 53,3 22,4 - 62% La présence d'un fluide d'épuisement facilement condensable assure un débit vers le groupe de vide 34 beaucoup moins consommateur en vapeur motrice 150, ce qui limite fortement la consommation globale de vapeur d'eau.

De même, les températures sont plus élevées en tête de colonne 16, ce qui permet une température du flux 74 plus élevée que dans un schéma conventionnel. La viscosité du flux 74 est alors diminuée, réduisant la taille du premier échangeur thermique à air 30.

De même la taille de l'échangeur thermique aval 32 est réduite du fait qu'il n'y a plus de vapeur d'eau à condenser.

Par ailleurs, l'utilisation d'un fluide d'épuisement autre que la vapeur d'eau limite la quantité d'eau à traiter 100 récupérée dans la capacité 36.

Une partie 1 19 du flux de fluide d'entraînement 52 est dérivée dans la charge 12 avant son passage dans le four 14 ou lors de ce passage.

Une deuxième installation 130 selon l'invention est illustrée sur la figure 2. La deuxième installation 130 est destinée à la mise en œuvre d'un deuxième procédé de distillation sous vide selon l'invention.

À la différence de la première installation 10, l'échangeur thermique aval 32 de la deuxième installation 130 est disposé directement dans la colonne de distillation 16, au niveau de la tête de la colonne, au-dessus du lit supérieur 43 associé au soutirage supérieur 30. L'échangeur thermique aval 32 est ici un échangeur thermique à plaques à faible perte de charge (typiquement inférieure à 7 mbars (5 mmHg), notamment de l'ordre de 1 ,3 mbars (1 mmHg)).

À la différence du procédé représenté sur la figure 1 , les vapeurs de tête formant le courant de tête 80 issu de la distillation dans la colonne de distillation sous vide 16 pénètrent dans l'échangeur thermique 32 au sein de la colonne de distillation sous vide 16, par le haut. Le courant de tête 80 se condense dans l'échangeur thermique 32.

Comme précédemment, un flux gazeux 82 est extrait de l'échangeur thermique 32, pour être amené vers l'unité de génération de vide 34 et un flux liquide de pied 84 est récupéré au bas de l'échangeur thermique 32, pour être amené dans le séparateur aval 38.

Le tableau ci-dessous illustre les résultats obtenus pour le second procédé selon l'invention, dans le cadre du traitement d'une charge d'hydrocarbures 12 de débit massique égal à 666,7 t/h, résultant de la distillation atmosphérique d'un brut de type « OURAL ». Le fluide d'épuisement est du kérosène issu d'une distillation atmosphérique ayant un point de coupe TBP 145°C - 230°C, un poids moléculaire de 152 g/mol et une densité à 15°C de 0,781 .

Les résultats obtenus sont comparés à un procédé de l'état de la technique, dans lequel le fluide d'épuisement est de la vapeur, l'installation étant dépourvue de séparateur aval 38 et de pompe de recyclage 40.

TABLEAU 2

Etat de la Figure 2 Gain technique

Conditions d'opération

Pression d'opération de la colonne 16 mbars 72 17

(mmHg) (54) (12.5)

Pression d'introduction dans la zone de mbars 105 40

flash du courant 54 (mmHg) (79) (30)

Pression en sortie de l'échangeur 32 mbars 60 15

(mmHg) (45) (1 1 )

Température en sortie de l'échangeur 32 °C 33,5 30

Bilan de matière

Débit de vapeur d'épuisement dans la t/h 33,5

colonne 16

Débit total de kérosène dans les flux t/h 65

52+1 19

Débit de flux gazeux 82 t/h 8,3 5.2 - 37%

Débit du courant 160 t/h 46,9 46.9 =

Débit du courant 170 t/h 302,2 302.2 =

Débit du courant 180 t/h 1 15,7 1 15.7 =

Conception des équipements

Aire des échangeurs 30 m2 3480 1683 - 52%

Aire des échangeurs 32 m2 4 x 1220 2475 - 49%

Débit d'eau de refroidissement t/h 4100 2423 - 41 %

Débit d'eau pour production de vapeur t/h 53,2 21 .8 - 59%

Gaz combustible (chauffage du four et 99,6 95.5 - 4% production de vapeur)

Traitement final

Débit de courant 100 t/h 53,3 22.2 - 63% À la différence du procédé représenté sur la figure 1 , le procédé illustré sur la figure 2 présente une pression en tête de colonne encore plus basse, par exemple inférieure à 27 mbars (20 mmHg), et notamment comprise entre 13 mbars (10 mmHg) et 20 mbars (15 mmHg).

A performances identiques aux performances de la figure 10 (taux de récupération du distillât sous vide lourd identique), ce schéma réduit le flux de fluide d'épuisement 52 nécessaire, tout en conservant une surface d'échange thermique réduite dans l'échangeur thermique aval 32, et dans les échangeurs 30.

La quantité de fluide d'épuisement injectée dans la colonne de distillation sous vide 16 étant réduite, la consommation de gaz combustible destinée à la vaporisation du fluide d'épuisement est ainsi réduite, ce qui diminue notablement la consommation globale de gaz combustible.

La consommation d'eau de refroidissement est en outre encore réduite, compte tenu de la plus faible quantité de fluide d'épuisement à condenser dans l'échangeur thermique 32.

Dans une variante (non représentée), l'échangeur 32 est situé à l'extérieur de la colonne de distillation 16. Les performances de cette variante se situent entre les performances obtenues avec l'installation représentée sur la figure 1 et les performances obtenues avec l'installation représentée sur la figure 2.

Une troisième installation 140 selon l'invention est illustrée par la figure 3. À la différence de la deuxième installation 130 représentée sur la figure 2, l'installation 140 comporte un deuxième échangeur thermique aval 142 disposé en aval du premier échangeur thermique aval 32 situé dans la colonne de distillation sous vide 16. Le deuxième échangeur thermique aval 142 est disposé hors de la colonne de distillation sous vide 16, et reçoit le flux gazeux 82 provenant du premier échangeur thermique aval 32.

Le deuxième échangeur thermique aval 142 est un échangeur thermique à plaques et à faible perte de charge (typiquement inférieure à 7 mbars (5 mmHg), notamment de l'ordre de 1 ,3 mbars (1 mmHg)). Il est ici muni d'une rampe 143 de pulvérisation d'un courant d'hydrocarbures liquides 144, typiquement d'un courant provenant de l'installation de distillation atmosphérique. Le courant d'hydrocarbures liquides 144 est par exemple un courant de distillât lourd atmosphérique (« HAGO » ou « Heavy Atmospheric Gas Oil » en anglais).

Le troisième procédé de distillation sous vide selon l'invention diffère du deuxième procédé en ce que le flux de tête 82 produit dans le premier échangeur thermique aval 32 est introduit dans le deuxième échangeur thermique 142. Le flux de tête 82 est au moins partiellement condensé d'une part, grâce à l'absorption générée par l'introduction du fluide 144, et d'autre part, par échange thermique avec l'eau.

Un condensât additionnel 146 est produit au pied du deuxième échangeur thermique aval 142, le reste du flux gazeux 82 étant introduit dans l'unité de génération de vide 34, comme décrit précédemment. Le condensât additionnel est collecté dans la capacité 36.

Le tableau ci-dessous illustre les résultats obtenus pour le troisième procédé selon l'invention, dans le cadre du traitement d'une charge d'hydrocarbures 12 de débit massique égal à 666,7 t/h résultant de la distillation atmosphérique d'un brut de type « OURAL ». Le fluide d'épuisement est du kérosène.

Les résultats obtenus sont comparés à un procédé de l'état de la technique, dans lequel le fluide d'épuisement est de la vapeur, l'installation étant dépourvue de séparateur aval 38 et de pompe de recyclage 40.

TABLEAU 3

Le troisième procédé selon l'invention réduit encore la consommation de vapeur de l'unité de génération de vide 34. Ainsi, la consommation globale de combustible dans le procédé est encore réduite, de même que la quantité d'eau à traiter 100 produite.

Comme indiqué précédemment, les procédés selon l'invention réduisent considérablement la consommation en utilités, notamment en eau de refroidissement et en vapeur d'eau, ce qui diminue les coûts d'exploitation de l'installation, tout en conservant un procédé permettant d'atteindre des performances ambitieuses de taux de récupération de distillais sous vide.

Dans le procédé selon l'invention, et comme indiqué plus haut, le débit de courant d'apport 1 18 en fluide d'épuisement peut être contrôlé indépendamment de la nature et du débit de la charge 12, et indépendamment du débit de courant de recyclage 1 14. Ce dernier permettant de fournir la quantité et la qualité de fluide d'épuisement 52 nécessaire à la qualité de distillation.

Avantageusement, le rapport entre le débit massique du fluide d'épuisement 52 introduit dans la colonne de distillation sous vide 16 et le débit massique du courant de fond net 190 récupéré au fond de la colonne de distillation sous vide 16 (après dérivation d'un courant de trempe renvoyé vers la colonne de distillation sous vide 16) est supérieur à 80 kg de fluide d'épuisement pour 1000 kg de courant de fond net récupéré au fond de la colonne de distillation sous vide 16 et est notamment compris entre 80 kg et 800 kg de fluide d'épuisement pour 1000 kg de courant de fond net récupéré au fond de la colonne de distillation sous vide 16.

En outre, la qualité du fluide d'épuisement 52 utilisé, constitué d'un mélange d'hydrocarbures présentant une température moyenne d'ébullition pondérée (Tmav) comprise entre 150°C et 250°C avantageusement entre 190°C et 210°C, est parfaitement maîtrisée dans le procédé selon l'invention.

Un tel fluide est optimal puisqu'il assure un épuisement efficace de la charge 12, tout en étant facilement condensable à pression très faible en tête de la colonne de distillation sous vide 16, et donc recyclable à travers le courant liquide 1 14.

Le fluide 52 présente l'avantage d'être presque totalement récupéré dans le courant de tête de colonne 80. Ceci permet le recyclage et évite l'extraction de fluide d'épuisement 52 dans les courants de distillât 160, 170, 180 en particulier dans le courant 160 de distillât léger sous vide.

Avantageusement, plus de 95 % en masse du fluide d'épuisement 52 introduit dans la colonne de distillation sous vide 16 est récupéré de la colonne de distillation sous vide 16 dans le flux 1 12 via le courant de tête de colonne 80 après condensation.

Ainsi, il n'est pas nécessaire d'introduire de la vapeur en complément dans le fluide d'épuisement 52, ce qui limite la pression dans la colonne de distillation sous vide 16, ce qui permet de réduire la consommation en utilités et de réduire la taille de certains équipements tout en obtenant un épuisement optimal de la charge 12.