PROCEDE D'HYDROTRAITEMENT D'UNE CHARGE HYDROCARBONEE EN DEUX ETAPES COMPRENANT UN FRACTIONNEMENT INTERMEDIAIRE PAR STRIPAGE AVEC RECTIFICATION La présente invention concerne l'hydrotraitement de fractions hydrocarbonées et par exemple des essences ou des distillats moyens, pour produire des fractions hydrocarbonées à faible teneur en soufre, en azote et éventuellement en composés aromatiques, utilisables en particulier dans le domaine des carburants pour moteurs à combustion interne. Ces fractions hydrocarbonées incluent le carburéacteur, le carburant diesel (ou gazole), le kérosène, le distillat sous vide et l'huile désasphaltée. L'invention permet de réaliser une désulfuration profonde de coupes pétrolières, en particulier de distillats moyens, de façon économique.

Actuellement les coupes de type distillats moyens, qu'elles proviennent de la distillation directe d'un pétrole brut ou qu'elles soient issues du procédé de craquage catalytique, contiennent encore des quantités non négligeables de composés aromatiques, de composés azotés et de composés soufrés. Dans le cadre législatif actuel de la majorité des pays industrialisés, le carburant utilisable dans les moteurs diesel doit contenir une quantité de soufre inférieure à environ 500 partie par million en poids (ppm), cette spécification devant tre abaissée prochainement à 50 ppm, et vraisemblablement abaissée encore à moyen terme, par exemple à 10 ppm voire moins. Actuellement, la teneur en aromatiques du carburant diesel ne fait pas, dans la plupart des pays, l'objet d'une spécification, mais on doit cependant limiter dans certains cas la teneur en aromatiques des coupes de base utilisées pour respecter la spécification sur le nombre de cétane.

L'évolution des spécifications rend donc nécessaire la mise au point d'un procédé fiable et efficace permettant d'obtenir à partir de coupes distillats moyens classiques de distillation directe ou provenant du craquage catalytique (coupe LCO) ou d'un autre procédé de conversion <BR> <BR> (cokéfaction, viscoréduction, hydroconversion de résidu etc. ) un produit ayant des caractéristiques améliorées aussi bien en ce qui concerne le nombre de cétane que les teneurs en aromatiques, en azote, et, avec une importance particulière, en soufre.

La présente invention concerne un procédé d'hydrotraitement très performant, pouvant traiter en particulier des charges difficiles et de qualité médiocre pour produire des carburants de haute qualité. Elle comprend au moins deux étapes réactionnelles, avec fractionnement intermédiaire dans une colonne de stripage à l'hydrogène sous pression de l'effluent de la première étape, pour d'une part éliminer des impuretés indésirables pour le catalyseur de deuxième étape, et d'autre part produire une fraction liquide légère sensiblement désulfurée qui n'est pas alimentée à la seconde étape. Le fractionnement intermédiaire comporte un stripage de l'effluent liquide de la première étape par de l'hydrogène sous pression avec rectification des vapeurs de stripage au moyen d'un reflux liquide sensiblement désulfuré.

Le procédé permet d'avoir en deuxième étape une teneur très basse en polluants, en particulier H2S et eau, et de pouvoir utiliser en deuxième étape un catalyseur à base de métal noble ou comprenant un métal noble dans les meilleures conditions d'utilisation de ce catalyseur. II permet également de pouvoir utiliser un réacteur de taille réduite en deuxième étape, et donc de réduire le coût de l'installation tout en ayant une efficacité énergétique élevée.

La présente invention concerne également une fraction hydrocarbonée sensiblement désulfurée et éventuellement partiellement désaromatisée obtenue au moyen du procédé selon l'invention, et toute coupe hydrocarbonée ou tout carburant contenant une telle fraction.

Définitions et conventions, selon l'invention : Conventionnellement, on utilisera, dans la présente description et selon l'invention, les notations, définitions et conventions suivantes : 'ppm pour parties par millions, exprimé en poids.

Conventionnellement, on appellera pression d'une étape réactionnelle, la pression à la sortie du réacteur (ou dernier réacteur) de cette étape. Conventionnellement, on appellera pression d'une boucle de recyclage de gaz riche en d'hydrogène, la pression à l'aspiration du compresseur de recyclage.

Le terme « pureté », appliqué à un gaz contenant de l'hydrogène, et désigné par le sigle « Pur » désignera un pourcentage molaire d'hydrogène moléculaire : par exemple une pureté Pur1 de 85 d'un gaz signifiera que ce gaz contient 85% molaire d'hydrogène (moléculaire). Conventionnellement, on appellera gaz « riche en hydrogène », ou « hydrogène » un gaz dont la pureté en hydrogène moléculaire est supérieure à environ 50.

Conventionnellement, on appellera pureté d'une boucle de recyclage de gaz riche en hydrogène (ou pureté du gaz de cette boucle) la pureté du gaz à l'aspiration du compresseur de recyclage de cette boucle.

Le terme « boucle de recyclage », ou « boucle de recyclage d'hydrogène », est appliqué au recyclage d'un gaz riche en hydrogène vers un réacteur d'hydrotraitement, après séparation gaz/liquide en aval de ce réacteur, et compression du gaz (ou d'une partie du gaz) pour permettre le recyclage. Par extension, on considère qu'une « boucle de recyclage » comprend également les lignes et équipements traversés par le gaz recyclé, éventuellement en mélange avec une phase liquide (comme la charge). En particulier, une boucle de recyclage comprend au moins un compresseur de recyclage, un réacteur d'hydrotraitement, un ballon de séparation gaz/liquide en aval de ce réacteur, et/ou, éventuellement, la partie de la colonne de stripage à l'hydrogène sous pression située au dessus de l'alimentation, si cette colonne est située sur le circuit du gaz recyclé : Une boucle de recyclage comprend donc les lignes et équipements situés le long du parcours du gaz recyclé ; elle peut donc également comprendre des embranchements et des dérivations : par exemple, une partie

du gaz comprimé peut tre prélevée sur le courant de gaz recyclé en amont du réacteur, et alimenter le réacteur en partie intermédiaire, pour utilisation comme gaz de « quench > (selon la terminologie anglo-saxonne, c'est à dire de trempe, ou de refroidissement direct), et/ou alimenter la colonne de stripage (comme gaz de stripage). Le terme « boucle de recyclage » est donc utilisé pour qualifier un circuit fermé pouvant comporter, en aval du compresseur de recyclage, des embranchements et des parties de circuit en parallèle, en suivant le parcours du gaz, ces parties se regroupant généralement en amont du ou des compresseurs de recyclage de cette boucle.

La charge du procédé selon l'invention désigne un courant liquide d'hydrocarbures alimentant une zone d'hydrotraitement, mais également un courant liquide récupéré en aval de cette zone d'hydrotraitement, que l'on pourra par exemple qualifier de charge partiellement désulfurée, mme si cette charge partiellement désulfurée est chimiquement différente de la charge initiale, du fait notamment de l'élimination du soufre de certains composés, mais également de la saturation d'une partie des aromatiques et de l'élimination d'une fraction de cette charge du fait de la formation de produits légers gazeux au niveau des étapes réactionnelles, non récupérés sous forme liquide.

- Le terme « hydrotraitement », relatif au procédé selon l'invention s'applique au traitement d'une charge hydrocarbonée sous une pression d'hydrogène, la pression totale étant comprise entre environ 2 et environ 20 MPa, et souvent entre environ 3 et environ 18 MPa pour réaliser une ou plusieurs réactions chimiques du groupe constitué par les réactions suivantes : hydro-désulfuration, hydro-déazotation, hydro-démétallation (pour éliminer un ou plusieurs métaux tels que le vanadium, le nickel, le fer, le sodium, le titane, le silicium, le cuivre), et hydrodéaromatisation.

Le terme « point de coupe », appliqué au fractionnement (selon la température d'ébullition), d'une coupe pétrolière, (fractionnement réel donc non idéal), est la température d'ébullition d'un composé situé à la limite entre la fraction légère et la fraction lourde dans un fractionnement idéal (nombre d'étages théoriques infini, taux de reflux infini), ce fractionnement idéal donnant la mme proportion de fraction légère et la mme proportion de fraction lourde que le fractionnement réel.

ART ANTERIEUR : On connaît déjà des procédés d'hydrotraitement à au moins deux étapes, la première étape étant généralement une étape de désulfuration, et la deuxième (ou dernière étape) étant soit une étape de désulfuration poussée, soit une étape de désaromatisation, soit une combinaison de désulfuration et de désaromatisation ; chaque étape peut comprendre un ou plusieurs réacteurs, une ou plusieurs zones (ou lits) catalytiques, et utiliser des catalyseurs identiques ou différents.

Les catalyseurs utilisés en hydrotraitement (hydrodésulfuration, et/ou hydrodémétallisation, et/ou hydrogénation, en particulier d'aromatiques, et/ou hydrodéazotation) comprennent généralement un support minéral poreux, au moins un métal ou composé de métal du groupe VIII de la classification périodique des éléments (ce groupe comprenant notamment le cobalt, le nickel, le fer, le rhodium, le palladium, le platine etc...) et au moins un métal ou composé de métal du groupe VI B de ladite classification périodique (ce groupe comprenant notamment le molybdène, le tungstène, etc...).

La somme des métaux ou composés métalliques, exprimé en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini est souvent comprise entre 0,5 et 45 % poids.

La somme des métaux ou composés de métaux du groupe VIII, exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini est souvent comprise entre 0,5 et 15 % poids.

La somme des métaux ou composés de métaux du groupe VIB, exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini est souvent comprise entre 2 et 30% poids.

Le support minéral peut comprendre, de façon non limitative, l'un des composés suivants : alumine, silice, zircone, oxyde de titane, magnésie, ou deux composés choisis parmi les composés précédents, par exemple silice-alumine ou alumine-zircone, ou alumine-oxyde de titane, ou alumine-magnésie, ou mme trois composés ou plus choisis parmi les composés précédents, par exemple silice-alumine-zircone ou silice-alumine-magnésie.

Le support peut également comprendre, en partie ou en totalité, une zéolite.

Un support fréquemment utilisé est l'alumine, ou un support composé principalement d'alumine (par exemple de 80 à 100% d'alumine) ; un tel support peut comprendre également un ou plusieurs autres éléments ou composés promoteurs, à base par exemple de phosphore, de magnésium, de bore, de silicium, ou comprenant un halogène. Le support peut par exemple comprendre de 0,01 à 20% poids de B203, ou de Si02, ou de P205, ou d'un halogène (par exemple du chlore ou du fluor), ou 0,01 à 20% poids d'une association de plusieurs de ces promoteurs.

Des catalyseurs courants sont par exemple des catalyseurs à base de cobalt et molybdène, ou bien de nickel et molybdène, ou bien de nickel et tungstène, sur un support alumine, ce support pouvant comprendre un ou plusieurs promoteurs tels que précédemment cités.

On utilise également fréquemment d'autres catalyseurs comprenant au moins un métal noble ou composé d'un métal noble, ce métal noble étant souvent le rhodium, le palladium ou le platine, et le plus souvent le palladium ou le platine (ou un mélange de ces éléments, par exemple de palladium et de platine).

La quantité de métal noble ou de métaux nobles est souvent comprise, pour ces catalyseurs, entre 0,01 et environ 10% poids par rapport au catalyseur fini.

Ces catalyseurs de type à métal noble sont généralement plus efficaces que les catalyseurs dits conventionnels, notamment en hydrogénation, et permettent de fonctionner à des températures plus basses et avec des volumes catalytiques plus faibles. Ils sont cependant plus onéreux et plus sensibles aux impuretés.

Les conditions opératoires utilisables en hydrotraitement sont bien connus de l'homme de l'art : La température est typiquement comprise entre environ 200 et environ 460°C.

La pression totale est typiquement comprise entre environ 1 MPa et environ 20 MPa, généralement entre 2 et 20 MPa, de préférence entre 2,5 et 18 MPa, et de façon très préférée entre 3 et 18 MPa, et souvent comprise entre environ 4 et environ 15 MPa.

La vitesse spatiale horaire globale de charge liquide pour chaque étape catalytique est typiquement comprise entre environ 0,1 et environ 12, et généralement entre environ 0,4 et environ 10.

La pureté de l'hydrogène est typiquement comprise entre 50 et 100.

La quantité d'hydrogène par rapport à la charge liquide est pour chaque étape catalytique typiquement comprise entre environ 50 et environ 1200 Nm3/m3 en sortie de réacteur, et souvent comprise entre environ 100 et environ 1000 Nm3/m3 en sortie de réacteur.

Le procédé selon l'invention n'est pas lié à un catalyseur d'hydrotraitement particulier ou à des conditions opératoires particulières, mais peut tre utilisé avec tout catalyseur (ou catalyseurs) d'hydrotraitement et toutes conditions opératoires d'hydrotraitement, déjà connus de l'homme du métier ou qui seraient mis au point et connus dans le futur.

On trouvera d'autres éléments liés aux conditions opératoires, aux techniques d'épuration des gaz, et aux catalyseurs utilisés en hydrotraitement dans les documents et brevets publiés, et notamment, à titre non limitatif, dans les documents ou brevets cités dans la présente description, en particulier dans la demande de brevet européen EP-A-1 063 275, pages 5 et 6.

Pour la mise en oeuvre de l'invention, et pour chaque réacteur d'hydrotraitement, l'homme du métier pourra utiliser un ou plusieurs catalyseurs, et des conditions opératoires exposés dans des documents de l'art antérieur, notamment ceux résumés dans cette demande, ou de nouveaux catalyseurs et de nouvelles conditions d'hydrotraitement qui seraient mis au point dans le futur.

Le brevet US 6,217, 748 décrit un procédé de désulfuration en deux étapes d'une coupe diesel, avec une distillation intermédiaire permettant de séparer une fraction légère et une fraction lourde, le point de coupe entre ces deux fractions étant compris entre 320 et 340 °C.

Ce procédé permet de soustraire la fraction légère avant la deuxième étape réactionnelle et donc de réduire la taille du réacteur de cette section. La distillation intermédiaire induit cependant une consommation énergétique élevée. De plus cette distillation ne peut guère tre

envisagée à des pressions telles que celles des étapes d'hydrotraitement de coupes diesel (généralement supérieures à environ 4 MPa), car cela conduirait à des températures de fond de colonne excessives dépassant très généralement la température de début de craquage, voisine typiquement de 400°C. La pression de la distillation n'est pas spécifiée dans le brevet précité, dont les exemples utilisent cependant la pression atmosphérique ou les conditions normales. On peut donc considérer que ce procédé utilise une distillation à pression modérée voisine de la pression atmosphérique, pression utilisée en raffinerie pour fractionner les coupes de type diesel dans la distillation dite « atmosphérique », typiquement opérée à une pression inférieure à 0,5 MPa. Ce procédé requiert donc une pompe avec une pression différentielle élevée pour alimenter la deuxième étape réactionnelle.

Au niveau du schéma de ce procédé, il s'agit d'un enchaînement de deux unités d'hydrotraitement successives avec fractionnement intermédiaire et non d'un procédé intégré.

Ceci conduit typiquement à refroidir l'effluent de la première unité (classiquement à environ 50 °C, par échange charge/effluent), puis à réchauffer cet effluent pour la distillation intermédiaire puis la deuxième unité d'hydrotraitement en aval, ce qui requiert des surfaces d'échange très importantes.

On connaît par ailleurs des brevets concernant des procédés d'hydrotraitement à deux ou plusieurs étapes intégrées avec stripage intermédiaire à l'hydrogène haute pression, ce stripage réalisant une élimination d'H2S pour que la deuxième étape réactionnelle opère dans des conditions favorables de teneur en H2S relativement faible : Le brevet US 5,114, 562 décrit un procédé d'hydrotraitement d'un distillat moyen en au moins deux étapes consécutives en vue de produire des coupes hydrocarbonées désulfurées et désaromatisées comprenant une première étape d'hydrodésulfuration dont l'effluent est envoyé dans une zone de stripage par de l'hydrogène, afin d'éliminer l'hydrogène sulfuré qu'il contient.

La fraction désulfurée ainsi obtenue est envoyée dans une deuxième zone réactionnelle, notamment d'hydrogénation, comportant au moins deux réacteurs en série, dans laquelle les composés aromatiques sont hydrogénés. La zone de stripage ne comprend pas de reflux.

Le brevet US 5,110, 444 décrit un procédé comportant l'hydrotraitement d'un distillat moyen en au moins trois étapes distinctes. L'effluent issu de la première étape d'hydrodésulfuration est envoyé dans une zone de stripage à l'hydrogène pour éliminer l'hydrogène sulfuré qu'il contient.

La fraction liquide désulfurée obtenue est envoyée dans une première zone d'hydrogénation dont l'effluent est envoyé à son tour dans une deuxième zone de stripage distincte de la première. Enfin, la partie liquide issue de la deuxième zone de stripage est envoyée dans une deuxième zone d'hydrogénation. La zone de stripage ne comprend pas de reflux.

La demande de brevet EP-A-1 063 275 décrit un procédé d'hydrotraitement d'une charge

hydrocarbonée comprenant une étape d'hydrodésulfuration, une étape dans laquelle l'effluent partiellement désulfuré est envoyé dans une zone de stripage à l'hydrogène, puis dans une étape d'hydrotraitement permettant d'obtenir un effluent partiellement désaromatisé et sensiblement désulfuré. Dans ce procédé, l'effluent gazeux issu de l'étape de stripage est refroidi à une température suffisante pour former une fraction liquide que l'on renvoie en tte de la zone de stripage, au niveau de l'alimentation principale tel qu'il apparaît sur les figures.

Tous ces procédés d'hydrotraitement avec stripage intermédiaire à l'hydrogène sous pression présentent des éléments communs : le stripage est réalisé à l'hydrogène (typiquement pauvre ou exempt d'eau) ; l'hydrogène après stripage est recyclé dans la boucle d'hydrogène, ce qui conduit à utiliser un stripage à pression élevée (celle de la boucle d'hydrogène), et permet de ne pas dépressuriser sensiblement l'effluent liquide de la première étape avant stripage. Les deux étapes d'hydrotraitement sont par ailleurs intégrées fortement avec une boucle d'hydrogène commune ou mélangée (mélange de l'hydrogène des différents circuits).

Par comparaison avec le procédé du brevet US 6,217, 748, ces procédés présentent plusieurs avantages : l'élimination de l'H2S par stripage à l'hydrogène consomme beaucoup moins d'énergie qu'une distillation. De plus, on n'a pas besoin de pompe ou seulement d'une pompe à pression différentielle relativement faible pour transférer le liquide strippé et alimenter la deuxième étape réactionnelle.

Par contre ils présentent un inconvénient : la totalité de la charge liquide sortant de la première étape réactionnelle est alimentée à la deuxième étape, ce qui ne permet pas de réduire la taille du réacteur de cette étape, comme dans l'installation du procédé du brevet US 6,217, 748.

Le procédé avec distillation intermédiaire, d'une part, et les procédés intégrés avec stripage intermédiaire à l'hydrogène sous pression d'autre part n'ont pas la mme logique technique, et ne sont pas combinables : en effet, on ne peut à la fois faire un stripage à l'hydrogène sous pression élevée, et réaliser une distillation à pression modérée ou atmosphérique, ni utiliser à la fois un procédé non intégré et un procédé fortement intégré.

Les demandeurs ont cependant trouvé de façon surprenante qu'il est possible de mettre en oeuvre un procédé ayant les avantages des procédés précédemment décrits sans en avoir les inconvénients. Le procédé selon l'invention permet notamment : - d'avoir une efficacité énergétique élevée, ne nécessitant pas de consommation énergétique élevée comme dans un fractionnement par distillation, - de requérir un refroidissement intermédiaire limité ou nul de l'effluent de la première étape d'hydrotraitement, et en conséquence des surfaces d'échange thermique plus faibles que celles des procédés précédemment décrits, - de pouvoir opérer le stripage sans dépressurisation notable, et sans requérir une pompe de reprise du produit strippé à pression différentielle élevée,

- de soustraire une partie de la charge liquide en amont de la deuxième étape d'hydrotraitement, sans pénaliser la teneur en soufre moyenne des produits sortant de l'installation, et de réduire en conséquence la dimension du réacteur de cette deuxième étape d'hydrotraitement DESCRIPTION : Une charge typique du procédé selon l'invention est une charge de distillats moyens. Au sens de la présente description, le terme distillat moyen désigne des fractions hydrocarbonées bouillant dans la gamme d'environ 130°C à environ 410°C, généralement d'environ 140°C à environ 375°C et par exemple d'environ 150°C à environ 370°C. Une charge de distillats moyens peut également comprendre une coupe gazole ou diesel, ou tre désignée par l'une de ces appellations.

Le procédé de la présente invention peut également trouver une application dans le traitement des fractions hydrocarbonées de distillation directe ayant un point d'ébullition situé dans la gamme des naphtas : il peut tre utilisé pour produire des coupes hydrocarbonées utilisables comme solvants ou comme diluants et contenant préférentiellement une teneur réduite en composés aromatiques ; le terme naphta désigne une fraction hydrocarbonée allant des hydrocarbures ayant de 5 atomes de carbone aux hydrocarbures ayant un point d'ébullition final d'environ 210°C.

Le procédé peut également tre utilisé pour l'hydrotraitement et la désulfuration d'essence, en particulier d'essence produite dans une installation de craquage catalytique fluide (selon le procédé connu sous l'appellation FCC), ou d'autres fractions essence provenant par exemple d'unités de cokéfaction, viscoréduction, ou hydroconversion de résidu, le terme essence désigne une fraction hydrocarbonée provenant d'une unité de craquage, bouillant entre environ 30°C et environ 210°C.

Une autre charge possible est le kérosène. Le terme kérosène désigne une fraction hydrocarbonée bouillant dans la gamme 130°C à 250°C environ.

Le procédé selon l'invention peut également tre utilisé pour l'hydrotraitement de coupes plus lourdes, telles que le distillat sous vide bouillant dans la gamme 370°C à 565°C environ.

Le procédé selon l'invention peut également tre utilisé pour l'hydrotraitement de coupes plus lourdes que le distillat sous vide, en particulier des coupes d'huile désasphaltée.

Le terme huile désasphaltée désigne une coupe bouillant au dessus de 565°C environ (ou d'une température légèrement plus basse telle que 525°C environ), obtenue par désasphaltage d'un résidu lourd, par exemple de résidu sous vide, par un solvant de type propane, butane, pentane, essence légère ou tout autre solvant approprié connu de l'homme du métier.

Le procédé peut enfin tre utilisé pour l'hydrotraitement d'une coupe d'hydrocarbures plus large, résultant par exemple (non limitatif) d'un mélange d'au moins deux des fractions précédemment définies.

On peut également utiliser des charges résiduaires, par exemple de résidu sous vide bouillant au dessus de 565 °C environ et comprenant des asphaltènes, non vaporisables.

Le procédé selon l'invention comprend les étapes suivantes : une première étape a1) d'hydrotraitement dans laquelle on fait passer ladite charge et de l'hydrogène en excès sur un premier catalyseur d'hydrotraitement, pour convertir en H2S au moins la plus grande partie du soufre contenu dans la charge, en aval de l'étape a1), une étape a2) de stripage de la charge partiellement désulfurée dans l'étape a1) dans une colonne de stripage sous pression, par au moins un gaz de stripage riche en hydrogène, pour produire au moins un effluent gazeux de tte de colonne et au moins un effluent liquide stripé, l'effluent gazeux de tte de colonne étant refroidi et partiellement condensé, puis séparé dans au moins un séparateur gaz/liquide d'étape de stripage, en au moins une fraction liquide hydrocarbonée légère et un effluent gazeux d'étape de stripage, en aval de l'étape a2), une deuxième étape d'hydrotraitement a3) dans laquelle on fait passer l'effluent liquide stripé, et de l'hydrogène en excès, sur un deuxième catalyseur d'hydrotraitement.

Dans le procédé selon l'invention, on réalise également les opérations suivantes on effectue, dans une partie supérieure de la colonne de fractionnement située au dessus de l'alimentation de cette colonne, une étape de rectification des vapeurs de stripage montant au dessus de l'alimentation, au moyen d'un reflux liquide de teneur en soufre inférieure à environ 50 ppm, on prélève au moins une partie de la fraction liquide hydrocarbonée légère, que l'on évacue directement vers l'aval, zon choisit les paramètres suivants : la température de l'alimentation de la colonne de stripage, le débit de gaz de stripage, et le débit de reflux liquide, pour que l'effluent liquide stripé représente au plus 90 % poids de la charge alimentée à l'étape a1), et en combinaison avec ces paramètres on détermine la sévérité de désulfuration de l'étape a1) et l'efficacité de séparation de l'étape de rectification, pour que la teneur en soufre de la dite fraction liquide hydrocarbonée légère soit inférieure à environ 50 ppm, Les teneurs en soufre du reflux liquide et de la fraction liquide hydrocarbonée légère doivent tre comprises, selon l'invention, comme des teneurs en soufre organique (contenu dans des

hydrocarbures soufrés). Ces courants liquides peuvent en outre contenir des quantités notables d'H2S sous forme dissoute dans la phase hydrocarbonée liquide.

La partie de la fraction liquide hydrocarbonée légère, que l'on évacue directement vers l'aval, est dans le procédé selon l'invention, soustraite à tout hydrotraitement complémentaire et n'est donc pas recyclée à l'étape a1) ni alimentée à l'étape a3) ni à une autre étape d'hydrotraitement. Cette partie prélevée est souvent individualisée c'est à dire évacuée seule vers l'aval ; en alternative, elle peut également tre mélangée avec une partie ou la totalité de la fraction liquide hydrotraitée (souvent en amont du séparateur gaz/liquide d'étape de stripage, qui est généralement le ballon de reflux de la colonne) et évacuée vers l'aval en mélange.

Le procédé selon l'invention réalise donc une désulfuration poussée de la charge en première étape réactionnelle pour que les fractions légères de cette charge, qui sont typiquement les moins réfractaires à la désulfuration (en particulier dans le cas de coupes diesel, ou gazole, c'est à dire de distillats moyens) soient profondément désulfurées, alors que les fractions lourdes contiennent encore des composés soufrés plus réfractaires ; en combinaison avec cette désulfuration poussée, les conditions du stripage et de la rectification sont déterminées pour que l'on obtienne une qualité de fractionnement suffisante pour ne pas « polluer » la fraction liquide hydrocarbonée légère produite par les composés plus lourds soufrés. Ceci permet de pouvoir soustraire une fraction sensiblement désulfurée à la charge de la deuxième étape réactionnelle et de réduire les dimensions du réacteur de cette deuxième étape.

Le procédé selon l'invention est ainsi particulièrement bien adapté à une désulfuration profonde en deux étapes utilisant en deuxième étape un catalyseur très efficace pour la désulfuration de composés relativement réfractaires à la désulfuration, par exemple un catalyseur au platine/palladium sur alumine. Ce catalyseur étant performant mais onéreux, il est particulièrement utile de réduire le volume catalytique en réduisant la quantité de charge alimentée à cette étape réactionnelle. La colonne de stripage avec rectification a donc un double rôle fonctionnel : d'une part élimination de polluants et notamment d'H2S de l'alimentation de la deuxième étape d'hydrotraitement, et d'autre part évacuation d'une fraction légère désulfurée réduisant la quantité de charge alimentée à la deuxième étape d'hydrotraitement et donc le volume catalytique et les dimensions du réacteur de cette étape.

Le procédé selon l'invention est également bien adapté lorsque l'on recherche à la fois une désulfuration profonde et une dé-aromatisation moyenne ou modérée, cette dé-aromatisation ne nécessitant pas de traiter la totalité de la charge en deuxième étape d'hydrotraitement.

Le procédé n'est pas limité à la désulfuration et éventuellement la dé-aromatisation, mais permet également de pouvoir combiner avec les réactions de désulfuration et de dé- aromatisation d'autres réactions, notamment de déazotation et éventuellement de démétallation.

La recherche de la production au niveau du stripeur d'une fraction légère désulfurée en quantité notable (et pas uniquement d'un gaz riche en H2S) permet en outre d'augmenter la température d'alimentation de la colonne de stripage, et donc de réduire voire supprimer le refroidissement de l'effluent de la première étape en amont de cette colonne, ce qui permet de réduire les surfaces d'échange thermique nécessaires par rapport aux procédés connus à deux étapes d'hydrotraitement.

Le procédé selon l'invention peut tre appliqué selon plusieurs variantes ou modes de réalisation explicités ci-après : Généralement, l'effluent de l'étape a3) est refroidi, puis séparé dans un séparateur gaz/liquide de deuxième étape réactionnelle (ou deuxième étape d'hydrotraitement), en une fraction liquide hydrotraitée et un effluent gazeux de deuxième étape réactionnelle. En variante, l'effluent de cette étape a3) peut également tre mélangé avec l'effluent gazeux de tte de colonne, ou l'effluent gazeux d'étape de stripage, pour par exemple traiter en commun les effluents ou les gaz de recyclage des deux étapes réactionnelles.

Les traitements d'épuration du gaz de recyclage peuvent comprendre une élimination d'H2S, par exemple par lavage aux amines, et/ou une déshydratation et/ou d'autres traitements notamment d'épuration de traces résiduelles d'H2S, par exemple par captation sur un lit d'oxyde de zinc. Les traitements d'épuration du gaz de recyclage peuvent cependant tre réalisés éventuellement sur le seul gaz de recyclage envoyé vers la deuxième étape réactionnelle a3).

La deuxième étape réactionnelle a3) peut donc tre réalisée : - soit en utilisant du gaz de recyclage ainsi épuré, - soit en utilisant de l'hydrogène d'appoint (sensiblement dépourvu d'impuretés) en circulation directe sans recyclage, - soit en utilisant pour l'étape a3) une boucle de recyclage séparée (sans point de mélange ni partie commune avec la boucle de la première étape réactionnelle a1)), cette boucle étant alimentée de préférence uniquement par de l'hydrogène d'appoint sensiblement dépourvu d'impuretés. Cette variante de procédé d'hydrotraitement à deux étapes et stripage à l'hydrogène avec deux boucles de recyclage séparées fait l'objet d'une demande de brevet simultanée à la présente demande. Dans ce procédé, le traitement aux amines du gaz de recyclage peut éventuellement tre réalisé sur le seul gaz de recyclage vers la première étape réactionnelle a1). On peut mme ne pas faire de traitement aux amines de gaz de recyclage, la deuxième boucle pouvant tre alimentée par de l'hydrogène d'appoint sensiblement dépourvu d'impuretés. Ceci peut permettre d'éviter la mise en oeuvre de cette étape coûteuse de lavage aux amines du gaz de recyclage.

De façon préférée, la teneur en soufre (organique) du reflux liquide et celle de la fraction (hydrocarbonée) liquide légère prélevée sont inférieures à environ 30 ppm, souvent à environ 20 ppm et mme 15 ppm, les teneurs les plus préférées étant inférieures à 10 ppm. Ceci conduit à opérer avec une sévérité de désulfuration élevée en première étape réactionnelle a1) de façon à ce que les fractions les plus légères de la charge soient profondément désulfurées, jusqu'à des teneurs telles que précédemment citées, et notamment aux spécifications requises pour l'utilisation de cette fraction, seule ou en mélange (par exemple spécifications d'un carburant diesel). Cette sévérité de désulfuration élevée en première étape réactionnelle a1) permet également de pouvoir utiliser une partie de la fraction liquide hydrocarbonée légère comme reflux liquide sensiblement désulfuré, permettant de faire refluer les produits soufrés vers le fond de la colonne de stripage, en particulier les produits soufrés relativement lourds.

De façon préférée, on déterminera les sévérités respectives des deux étapes d'hydrotraitement (ou plus), et la nature des hydrotraitements (notamment leur efficacité en désulfuration mais également éventuellement en déazotation et/ou déaromatisation) pour que le mélange des deux effluents liquides (fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée d'une part, et fraction liquide hydrotraitée d'autre part) respecte les spécifications requises (après généralement une étape de stabilisation de ce mélange pour éliminer l'H2S résiduel ainsi que des fractions trop légères pour respecter les spécifications par exemple sur le point initial, ou la teneur en légers, ou l'intervalle de distillation). En particulier, on fera en sorte, de préférence, pour un carburant diesel, que le produit résultant du mélange des deux effluents liquides de l'installation ait après stabilisation une teneur en soufre inférieure à 50 ppm, souvent à 30 ppm et mme à 20 ppm, de préférence à 15 ppm et de façon très préférée à 10 ppm, par exemple à 5 ppm, et un nombre de cétane conforme à la spécification en vigueur.

Le reflux liquide peut comprendre, de préférence, une fraction de la dite fraction liquide hydrocarbonée légère, et par exemple tre constitué par une partie ou de préférence la totalité de la fraction résiduelle de cette fraction liquide hydrocarbonée légère, après prélèvement de la partie évacuée directement vers l'aval. Généralement, et de préférence, le reflux liquide est ainsi une partie de la charge hydrocarbonée légère et a donc la mme teneur en soufre que cette fraction liquide hydrocarbonée légère.

Le reflux liquide peut également comprendre ou tre constitué par une fraction de ladite fraction liquide hydrotraitée ou également un mélange d'une partie de cette fraction liquide hydrotraitée avec une partie de la fraction liquide hydrocarbonée légère, le liquide obtenu étant dans ces deux cas à très basse teneur en soufre. Dans le dernier cas, le mélange est généralement fait par contactage entre la fraction liquide hydrotraitée, ou une partie de cette fraction liquide hydrotraitée, et l'effluent de tte de la colonne de stripage, en amont du séparateur (ou d'un éventuel deuxième séparateur) gaz/liquide d'étape de stripage.

On peut, de préférence, opérer le refroidissement de l'effluent de tte de colonne en une étape, pour atteindre une température généralement comprise entre 20°C et 250°C, souvent inférieure à 100°C, le plus souvent inférieure à environ 70°C, et par exemple voisine de 50°C.

On peut aussi opérer le refroidissement de l'effluent de tte de colonne en deux étapes, et réaliser : 'un premier refroidissement avec condensation partielle de l'effluent de tte de colonne, suivi d'une séparation gaz/liquide dans un ballon de reflux (ou premier séparateur gaz/liquide d'étape de stripage) et, par exemple, renvoi vers la colonne (de préférence comme reflux liquide, et/ou éventuellement en partie avec l'alimentation) de la totalité du liquide condensé, la température au niveau de ce ballon de reflux étant par exemple comprise entre environ 80°C et 250 °C, et telle qu'une quantité notable d'hydrocarbures restent contenus dans le gaz issu de ce ballon séparateur, un refroidissement complémentaire du gaz issu de ce premier ballon séparateur, suivi d'une séparation gaz/liquide dans un deuxième séparateur gaz/liquide d'étape de stripage, pour condenser et évacuer une fraction liquide hydrocarbonée légère, seule ou en mélange avec un liquide de contactage (par exemple la fraction liquide hydrotraitée). Ce liquide de contactage (optionnel), introduit de préférence en amont du deuxième séparateur gaz/liquide, étant généralement capable d'absorber des hydrocarbures légers, cela permet alors d'éliminer des hydrocarbures légers de la boucle de recyclage et d'accroître la pureté de l'hydrogène de cette boucle.

Souvent, l'étape de rectification est réalisée dans une zone de rectification d'efficacité de séparation comprise entre 1 et 30 plateaux théoriques, bornes comprises, et de préférence comprise entre 2 et 20 plateaux théoriques, et de façon très préférée comprise entre 5 et 14 plateaux théoriques bornes comprises (conventionnellement, l'efficacité séparative (ou de séparation) de l'étape de rectification est égale à l'efficacité de séparation de la zone de rectification). Une telle section de rectification permet, avec un reflux liquide sensiblement désulfuré, de faire refluer vers le fond de colonne les produits soufrés relativement lourds, par exemple des dibenzothiophènes.

La zone d'épuisement (ou de stripage) de la colonne de stripage (zone située en dessous de l'alimentation) peut par exemple avoir une efficacité correspondant à de 3 à 60 plateaux théoriques, et généralement de 5 à 30 plateaux théoriques, par exemple de 8 à 20 plateaux théoriques, bornes comprises.

Les débits de reflux liquide et de gaz de stripage utilisables dépendent de nombreux paramètres, incluant par exemple la température d'alimentation de la colonne de stripage et la quantité de fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée. Ces paramètres pourront de préférence tre déterminés en combinaison (et non indépendamment). On utilisera

généralement un débit de gaz de stripage compris entre 2,5 et 520 Nm3/m3 de charge alimentée à l'étape a1), et souvent compris entre 5 et 250 Nm3/m3 de charge alimentée à l'étape a1). De façon préférée, le débit de gaz de stripage correspond à environ 5% à 150% et de façon très préférée 10% à 100% de l'hydrogène consommé à l'étape a1) (en supposant l'hydrogène de ce débit de gaz de stripage totalement consommé).

La quantité de reflux liquide sera généralement comprise entre 0,05 et 1,2 kg/kg de charge liquide alimentée à l'étape a1), et souvent comprise entre 0,15 et 0,6 kg/kg de charge alimentée à l'étape a1).

De préférence, on choisira un taux de reflux de la zone de rectification (rapport massique entre le reflux liquide et la fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée) compris entre 0,05 et 20.

Lorsque le reflux est constitué exclusivement (cas le plus fréquent) par une partie des hydrocarbures contenus dans l'effluent de tte de colonne et condensés après refroidissement (et qu'il ne comprend pas une partie de la fraction liquide hydrotraitée), le taux de reflux très préféré est compris entre 0,25 et 3.

Lorsque le reflux comprend une partie de la fraction liquide hydrotraitée, on peut de préférence utiliser une quantité de reflux liquide choisie dans la gamme précédemment indiquée, ou utiliser un taux de reflux dans la gamme précitée, en le calculant par rapport à la fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée mme si cette fraction n'est pas individualisée, mais évacuée en mélange avec une partie de la fraction liquide hydrotraitée.

Des débits appropriés (suffisants) de gaz de stripage et de reflux liquide pourront facilement tre déterminés par l'homme du métier pour les conditions de séparation voulues, par simulation du fractionnement par ordinateur.

De préférence, l'effluent gazeux de tte de colonne est refroidi et partiellement condensé, puis séparé dans un séparateur gaz/liquide (étape de stripage), en une fraction liquide hydrocarbonée légère et un effluent gazeux d'étape de stripage ; de façon préférée, une partie de cette fraction liquide hydrocarbonée légère est ensuite prélevée et évacuée directement vers l'aval, la partie complémentaire de cette fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée étant souvent renvoyée en totalité vers la colonne de stripage et utilisée comme reflux liquide, directement (sans hydrotraitement complémentaire ni échange thermique) ou après un échange thermique éventuel effectué sur une partie ou la totalité de ladite partie complémentaire.

Généralement la totalité de la partie complémentaire est utilisée comme reflux. On peut aussi, sans sortir du cadre de l'invention, renvoyer une fraction de cette partie complémentaire en mélange avec l'effluent de l'étape a1), par exemple pour ajuster ou contrôler la température d'alimentation de la colonne. La partie renvoyée comme reflux, et/ou celle renvoyée avec l'alimentation, peuvent éventuellement tre réchauffées, séparément ou en mélange, dans un ou plusieurs échangeurs de chaleur.

Typiquement, la fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée représente au moins10 % poids de la charge de l'étape a1). Souvent, la fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée représente au moins 20% poids de la charge de l'étape a1), et l'effluent liquide strippé représente au plus 80% poids de la charge de l'étape a1). De préférence cette fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée représente entre 20 et 70% poids de la charge de l'étape a1), et l'effluent liquide strippé représente entre 30 et 80% poids de la charge de l'étape a1). De façon très préférée cette fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée représente entre 30 et 60% poids de la charge de l'étape a1), et l'effluent liquide strippé représente entre 40 et 70% poids de la charge de l'étape a1).

Si la quantité de composés soufrés relativement lourds (par exemple des dibenzothiophènes) présents dans la fraction liquide hydrocarbonée légère est trop importante, on peut réduire la quantité de fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée, pour que ces composés se retrouvent préférentiellement dans l'effluent liquide strippé ; on peut également améliorer le fractionnement en augmentant le nombre d'étages théoriques en rectification et/ou en augmentant le débit de gaz de recyclage et le taux de reflux ; on peut enfin augmenter la sévérité de désulfuration de l'étape a1) pour ajuster la teneur en soufre de la fraction liquide hydrocarbonée légère.

Cette évacuation, selon le procédé de l'invention, d'une fraction importante et sensiblement désulfurée de la charge à l'issue de la première étape (typiquement au moins 10% poids et souvent 20% ou plus) n'est pas conforme à la logique technique des procédés de l'état de l'art précités avec stripage intermédiaire à l'hydrogène sous pression. II est en effet recherché dans ces procédés de limiter la quantité d'hydrocarbures moyens (dans la gamme du carburant diesel par exemple) contenus dans les vapeurs de stripage, et notamment d'effectuer à cet effet un refroidissement substantiel (typiquement d'au moins 100°C) de l'effluent de la première étape réactionnelle avant d'alimenter la colonne de stripage. Dans ces procédés, la fraction légère récupérée est typiquement recyclée à la première étape d'hydrotraitement, n'étant pas à la spécification en soufre requise.

Au contraire, le procédé selon l'invention utilise préférentiellement une combinaison de moyens techniques, notamment une température d'entrée de colonne relativement élevée, associée à un débit de gaz de stripage suffisant pour que les vapeurs de stripage contiennent une quantité importante d'hydrocarbures légers et moyens pouvant tre condensés et évacués sans subir d'hydrotraitement complémentaire. En combinaison avec cette vaporisation et ce stripage relativement importants, au niveau de la colonne de stripage, le procédé selon l'invention utilise préférentiellement deux dispositions de procédé qui ne sont pas décrites ou suggérées dans l'art antérieur : - La mise en oeuvre de conditions suffisamment sévères en première étape d'hydrotraitement pour désulfurer très profondément les fractions les plus légères de la charge (à moins de 50

ppm de soufre, notamment moins de 30 ppm, et de préférence moins de 20 ppm et mme souvent moins de 15 ppm et de façon très préférée moins de 10 ppm de soufre, par exemple à environ 5 ppm de soufre), - La mise en oeuvre d'une section de rectification des vapeurs de stripage, avec des conditions (notamment le nombre de plateaux théoriques, le débit de reflux liquide, et la teneur en soufre très basse du reflux liquide) permettant d'obtenir une qualité de fractionnement suffisante pour pouvoir produire et prélever une quantité notable de fraction liquide hydrocarbonée légère sensiblement désulfurée aux teneurs en soufre précitées, et ceci sans pollution de cette coupe par des hydrocarbures plus lourds à teneur en soufre notable qui sont renvoyés vers le fond de la colonne grâce à la rectification avec le reflux liquide sensiblement désulfuré.

De façon préférée, l'effluent de l'étape a1) d'hydrotraitement est alimenté dans la colonne de fractionnement avec un écart éventuel de température d'au plus 90 °C avec la température de sortie de l'étape réactionnelle a1) (température de sortie du réacteur, ou du dernier réacteur si l'étape a1) est réalisée dans plusieurs réacteurs). Cet écart de température est de façon très préférée inférieur à environ 70°C, et souvent inférieur à environ 50'C. Il peut également tre sensiblement nul.

Selon une variante préférée du procédé selon l'invention, l'effluent de l'étape a1) d'hydrotraitement est ainsi alimenté directement dans la colonne de fractionnement, à une température sensiblement identique à la température de sortie de l'étape réactionnelle a1), Selon une autre variante préférée du procédé selon l'invention, l'effluent de l'étape a1) d'hydrotraitement est alimenté dans la colonne de fractionnement après un refroidissement limité d'au plus 90°C, et de préférence d'au plus 70°C, et de façon très préférée d'au plus 50°C.

Selon une autre variante du procédé selon l'invention, l'effluent de l'étape a1) d'hydrotraitement est alimenté dans la colonne de fractionnement après un réchauffement limité d'au plus 90 °C, et de préférence d'au plus 70 °C, et de façon très préférée d'au plus 50°C.

Ainsi, selon ces trois variantes, il n'y a pas besoin d'effectuer un refroidissement important de l'effluent de la première étape d'hydrotraitement a1) avant d'effectuer l'étape de stripage, qui bénéficie alors d'une enthalpie élevée pour l'alimentation de la colonne de stripage. Ceci contribue également à accroître la quantité d'hydrocarbures vaporisés, donc la quantité de reflux liquide utilisable pour une quantité donnée de fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée et évacuée directement vers l'aval, ce qui améliore la qualité du fractionnement réalisé et donc la teneur en soufre de la fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée et évacuée directement vers l'aval. Le coût de l'installation est également réduit du fait de la réduction des surfaces d'échange nécessaires (refroidissement moindre ou nul).

Le plus souvent, l'effluent de l'étape a1) d'hydrotraitement est alimenté dans la colonne de fractionnement à une température comprise entre environ 255°C et environ 390°C, de façon préférée, à une température comprise entre environ 270°C et environ 390°C et de façon très préférée, à une température comprise entre environ 305°C et environ 390°C, en particulier à une température comprise entre environ 315°C et environ 380°C.

Des températures plus basses telles que par exemple entre 180 à 255°C sont également utilisables mais dans ce cas il faut utiliser des quantités accrues d'hydrogène comme gaz de stripage.

Avec des quantités de gaz de stripage identiques, la quantité de charge liquide hydrocarbonée légère que l'on peut prélever est alors généralement plus faible qu'avec une alimentation à température plus élevée.

Lorsqu'on traite une coupe gasoil, distillats moyens, ou une base de carburant diesel, on sélectionne de préférence les conditions de fractionnement, et notamment les paramètres de la section de rectification (nombres d'étages théoriques et quantité ou taux de reflux), pour que la fraction légère prélevée soit sensiblement dépourvue de composés relativement lourds et relativement difficiles à désulfurer comme des dibenzothiophènes. On peut alors par exemple choisir le point de coupe entre la fraction liquide hydrocarbonée légère et la fraction liquide strippée de préférence entre 200 et 315°C, et de façon très préférée entre 235 et 312 °C, par exemple entre 250 et 305°C. On peut également choisir le point 95% poids distillé de la fraction liquide hydrocarbonée légère entre de préférence 200 et 315°C, et de façon très préférée entre 235 et 312°C, par exemple entre 250 et 305°C.

La pression de la colonne de stripage (tte de colonne) est typiquement voisine de la pression de sortie de la première étape réactionnelle et du premier réacteur d'hydrotraitement, par exemple plus basse d'environ 0 à 1 MPa, de préférence d'environ 0 à 0,6 MPa, et de façon très préférée d'environ 0 à 0,4 MPa à celle de la sortie du premier réacteur d'hydrotraitement.

Le degré d'hydrodésulfuration de l'étape a1), élevé dans le procédé selon l'invention, est ajusté pour que la teneur en soufre de la fraction liquide hydrocarbonée légère soit très basse : moins de environ 50 ppm, notamment moins de 30 ppm et de préférence moins de 20 ppm, en particulier moins de environ 10 ppm, et par exemple moins de 5 ppm.

Le degré d'hydrodésulfuration de l'étape a1) est également ajusté pour que la teneur en soufre de l'effluent liquide strippé soit limitée, et compatible avec une bonne efficacité du catalyseur de la deuxième étape réactionnelle a3).

Selon l'un des modes préférés du procédé selon l'invention, utilisable notamment lorsque l'on traite des coupes diesel ou distillats moyens, on choisit à la fois des conditions suffisamment sévères pour la première étape réactionnelle a1), et un point de coupe et des conditions de fractionnement adéquats entre la fraction liquide hydrocarbonée légère et l'effluent liquide

stripé, de façon à ce que la fraction liquide hydrocarbonée légère soit désulfurée profondément (à au plus 50 ppm, souvent au plus 30 ppm, notamment au plus 20 ppm, de préférence au plus 10 ppm, voire 5 ppm), alors que les fractions plus lourdes de l'effluent liquide strippé, relativement plus difficiles à désulfurer contiennent encore des quantités notables de produits soufrés (par exemple des dibenzothiophènes). Ceci peut tre obtenu en choisissant une désulfuration suffisamment élevée en première étape pour sensiblement désulfurer complètement les fractions légères, relativement plus faciles à désulfurer, mais insuffisante pour désulfurer complètement les fractions plus lourdes, plus réfractaires à la désulfuration. La teneur en soufre (organique) résiduel de la charge totale à l'issue de la première étape a1) est alors généralement comprise entre environ 50 et environ 2000 ppm, et souvent comprise entre environ 70 et 1000 ppm, et très fréquemment comprise entre 100 et 450 ppm.

Dans certains cas on peut aussi, sans sortir du cadre de l'invention, réaliser une désulfuration très poussée à l'étape a1), pour atteindre par exemple moins de 50 ppm, et mme moins de 10 ppm, ou mme moins de 5 ppm de soufre sur la charge globale, l'étape a3) étant alors souvent une étape essentiellement d'hydrogénation.

La gamme de teneurs en soufre la plus appropriée pour l'effluent liquide strippé dépend du type de catalyseur utilisé à l'étape a3) : Elle peut éventuellement tre de l'ordre de 200 à 2000 ppm voire plus si l'on utilise à l'étape a3) un catalyseur conventionnel, par exemple de type nickel/molybdène sur alumine.

Lorsque le catalyseur de l'étape a3) a une sensibilité plus importante au soufre (par exemple un catalyseur au platine/palladium), on choisit de préférence les conditions de l'étape a1), le point de coupe et les conditions de fractionnement, pour que l'effluent liquide strippé soit désulfuré par exemple à une teneur résiduelle d'au plus environ 500 ppm de soufre, de préférence au plus environ 250 ppm et de façon très préférée au plus environ 200 ppm de soufre, par exemple à environ 120 ppm de soufre voire moins. La teneur en soufre correspondante de la charge globale, en sortie de l'étape a1), est alors souvent comprise entre environ 100 et environ 450 ppm. Ces valeurs ne sont cependant pas limitatives, et dépendent du caractère plus ou moins thiorésistant du catalyseur au platine/palladium utilisé. On ne sortirait donc pas du cadre de l'invention en utilisant un catalyseur au platine/palladium à l'étape a3) avec une charge moins désulfurée, par exemple à 1000 ppm de soufre voire plus.

Pour obtenir à la fois la désulfuration poussée d'une partie légère de la charge, et une désulfuration suffisante de l'effluent liquide strippé, on peut : d'une part ajuster la sévérité de la désulfuration réalisée à l'étape a1), et utiliser des conditions d'étape a1) suffisamment sévères (VVH = vitesse spatiale basse, température élevée, pression partielle d'hydrogène élevée, catalyseur efficace et adapté à la charge). Le choix d'un catalyseur et de conditions opératoires adéquats dépendent beaucoup de la

charge traitée, mais peuvent tre déterminées facilement, pour une charge donnée, par l'homme du métier. d'autre part déterminer un point de coupe et des conditions de fractionnement suffisamment efficaces, en particulier le nombre de plateaux théoriques de la zone de rectification, le débit de reflux liquide et la teneur en soufre de ce reflux liquide, pour que la fraction liquide hydrocarbonée légère ait la teneur en soufre voulue et ne soit pas polluée par des produits lourds soufrés.

Ces opérations ne demandent pas une détermination de paramètres avec solution unique pour chacun d'entre eux, ou de façon très pointue : en effet on pourra utiliser une large gamme de paramètres opératoires, notamment une sévérité de désulfuration à l'étape a1) variant dans une large gamme, éventuellement plus importante que la sévérité minimale, et/ou un nombre d'étages théoriques plus élevés que strictement nécessaire, et de mme un point de coupe un peu plus bas que le point théoriquement possible, afin d'avoir par exemple des marges de fonctionnement suffisantes en cas de modification des caractéristiques de la charge traitée.

La détermination de tous ces paramètres peut tre réalisée facilement par l'homme du métier, qui dispose d'une part, pour différents catalyseurs et différentes qualités de charge, de corrélations entre le degré de désulfuration et les conditions opératoires de l'hydrotraitement, et d'autre part de moyens informatiques de simulation permettant de simuler le fractionnement d'une colonne de stripage avec une section ajoutée de rectification. Optionnellement l'homme du métier pourrait également s'aider de résultats d'essais réalisés au laboratoire, avec une désulfuration plus ou moins poussée de la charge considérée, et une analyse de la répartition du soufre dans différentes coupes fractionnées (en faisant varier le point de coupe).

Une méthode pour trouver des conditions de conception et des conditions opératoires adéquates est décrite ci-après dans ses grande lignes. L'homme du métier pourra l'utiliser ou l'adapter ou utiliser d'autres méthodes possibles pour réaliser l'invention : 'On peut commencer par déterminer des conditions « initiales » de sévérité de l'étape a1) et notamment une sévérité de désulfuration suffisante pour que une partie légère de la coupe traitée, et la partie lourde résiduelle soient désulfurées au moins au niveau voulu. Par exemple, si l'on veut produire et évacuer directement vers l'aval une fraction liquide hydrocarbonée légère représentant 20 % poids de la charge initiale et ayant au plus 10 ppm de soufre, on peut déterminer des conditions d'étapes a1) suffisamment sévères pour que la fraction légère correspondant au point de coupe (idéal) 20 % poids soit désulfurée à environ 10 ppm, ou des conditions plus sévères si la teneur en soufre de la fraction lourde résiduelle est trop élevée pour le catalyseur que l'on souhaite utiliser à l'étape a3).

'On choisit alors des conditions de fonctionnement de la colonne « initiales », ou « de première itération),, en prenant par exemple une efficacité de séparation de 5 plateaux

théoriques en rectification et 15 en épuisement (stripage), un débit massique de reflux égal à la quantité de fraction liquide hydrocarbonée légère que l'on souhaite prélever (le reflux liquide utilisé étant une partie de la fraction liquide hydrocarbonée légère produite), un débit de gaz de stripage correspondant à par exemple 100% de l'hydrogène consommé à l'étape a1), etc..., la température de l'alimentation de la colonne étant déterminée pour produire la quantité voulue de fraction liquide hydrocarbonée légère. On obtient alors par calcul sur ordinateur une simulation de conditions de fonctionnement « initiales » (notamment la température de fond de colonne) et du fractionnement réalisé en utilisant ces conditions.

'On modifie alors de préférence les conditions de fonctionnement, pour améliorer les possibilités d'intégration énergétique, en modifiant les différents paramètres (par exemple le débit de gaz de stripage, le débit de reflux liquide etc..), pour que la température de l'alimentation de la colonne soit de préférence voisine de la température de sortie du réacteur de l'étape a1), que la température du séparateur gaz/liquide d'étape de stripage soit de préférence compatible avec des moyens de refroidissement conventionnels de l'effluent de l'étape a1) etc... Puis l'on évalue la teneur en soufre de la fraction liquide hydrocarbonée légère obtenue par la simulation et celle de la fraction liquide strippée obtenue par la simulation. Ces modifications peuvent tre faites en une ou plusieurs itérations.

On ajuste alors la sévérité de désulfuration de l'étape a1) et l'efficacité de séparation de la zone de rectification pour adapter la teneur en soufre de la fraction liquide hydrocarbonée légère à la valeur voulue, éventuellement avec une marge de sécurité. Le fractionnement réalisé dans la colonne de stripage et en particulier dans la zone de rectification étant non idéal, la fraction liquide hydrocarbonée légère n'est en effet pas exempte de petites quantités de produits soufrés plus lourds que le point de coupe (idéal). Une adaptation de la sévérité moyenne de désulfuration de l'étape a1), et/ou en combinaison une adaptation de l'efficacité séparative de la zone de rectification, permet alors de limiter la présence de ces petites quantités de produits soufrés relativement lourds, et de compenser la présence de traces de ces produits soufrés par une réduction de la teneur en soufre moyenne des autres composés de la fraction liquide hydrocarbonée légère. La teneur en soufre voulue peut alors tre obtenue. Si par ailleurs l'effluent liquide stripé a une teneur en soufre trop importante vis-à-vis du catalyseur envisagé à l'étape a3), on peut alors augmenter encore la sévérité de désulfuration de l'étape a1) ou bien choisir un catalyseur d'étape a3) moins sensible au soufre.

Selon un autre mode de réalisation du procédé selon l'invention, utilisable notamment lorsque le catalyseur de l'étape a3) est très sensible au soufre (par exemple un catalyseur au platine choisi pour effectuer principalement une hydrogénation d'aromatiques en étape a3)), on choisit les conditions de l'étape a1) pour que l'effluent total de cette étape, et également l'effluent

liquide stripé soit profondément désulfuré, par exemple à une teneur résiduelle d'au plus environ 200 ppm et de préférence au plus environ 100 ppm, en particulier au plus environ 50 ppm, et de façon très préférée au plus environ 10 ppm de soufre voire à une teneur plus basse encore.

Dans le procédé selon l'invention, on peut optionnellement réaliser l'étape a3) d'hydrotraitement avec au moins un catalyseur comprenant au moins un métal noble ou un composé de métal noble choisi dans le groupe constitué par le palladium et le platine (par exemple de type platine sur alumine, et de préférence platine/palladium sur alumine). Cette variante du procédé selon l'invention permet d'avoir une deuxième étape réactionnelle a3) ayant une forte activité en hydrogénation d'aromatiques ; on a donc alors souvent une étape a1) réalisant principalement une désulfuration (avec généralement un catalyseur conventionnel, par exemple de type cobalt/molybdène ou nickel/molybdène sur alumine), alors que l'étape a3) réalise typiquement une désulfuration complémentaire et une hydrogénation d'aromatiques, en particulier pour améliorer le nombre de cétane. Ces catalyseurs du type à métal noble ou composé de métal noble peuvent avoir, selon leur formulation et leur procédé de fabrication, des résistances variables aux différentes impuretés telles qu'H2S, NH3, mais également H20. Les catalyseurs de type platine sur alumine sont généralement plus sensibles au soufre et à l'eau que les catalyseurs de type platine/palladium sur alumine, ces derniers catalyseurs étant cependant généralement notablement plus sensibles au soufre et à l'eau que les catalyseurs dits conventionnels comme les catalyseurs de type cobalt/molybdène ou nickeUmolybdène sur alumine.

Vis-à-vis de la teneur en eau admissible à l'étape a3), on peut avantageusement, si le catalyseur est de type à métal noble (ou composé de métal noble), utiliser un gaz de stripage sensiblement exempt d'eau (moins de 2 ppm par exemple) et, si nécessaire, déshydrater le gaz de recyclage alimenté à l'étape a3) au niveau requis (par exemple moins de 500 ppm, ou 100 ppm, ou 10 ppm, ou mme 2 ppm, en utilisant un sécheur connu de l'homme du métier). Le gaz de stripage à très basse teneur en eau ou sensiblement exempt d'eau réalise un stripage de l'eau contenue dans la partie liquide de la charge au niveau de l'alimentation de la colonne de stripage.

De façon générale, dans le cas d'un catalyseur d'étape a3) de type à métal noble (ou composé de métal noble), un élément technique favorable permettant de réduire les impuretés au niveau de l'étape a3) est une élimination la plus complète possible de ces impuretés (notamment H2S, NH3, et éventuellement H20) au niveau de la colonne de stripage. A cet effet, la colonne de stripage est de façon préférée alimentée en hydrogène de stripage (gaz riche en hydrogène) par de l'hydrogène traité et purifié et/ou de l'hydrogène d'appoint provenant d'une ou plusieurs sources sensiblement dépourvues d'impuretés, contenant par exemple de préférence moins de environ 5 ppm et de préférence moins de 2 ppm d'H2S, ou de NH3, et éventuellement une

teneur en eau faible, par exemple moins de 500 ppm, ou 100 ppm et par exemple moins de 10 ppm, voire moins encore, selon la sensibilité à l'eau du ou des catalyseurs de l'étape a3). Ces conditions sont très généralement réunies dans la pratique, si l'on utilise (classiquement) comme gaz de stripage de l'hydrogène d'appoint provenant d'une unité de réformage catalytique, et/ou de l'hydrogène d'appoint provenant d'une unité de vaporéformage et ayant subi une purification sur un tamis moléculaire ou sur un autre lit d'adsorbant solide (connue de l'homme du métier sous l'appellation « PSA », pour « Pressure Swing Adsorption » selon la terminologie anglo-saxonne).

Enfin, un troisième élément technique favorable relatif à la teneur en soufre et en impuretés au niveau de l'étape réactionnelle a3) (le premier élément étant la teneur en soufre organique de l'effluent liquide de stripage, et le deuxième élément étant la teneur en soufre et autres impuretés du gaz de stripage), est la teneur en soufre et autres impuretés de l'hydrogène du gaz de recyclage alimenté à l'étape réactionnelle a3).

Selon une variante du procédé selon l'invention, la deuxième étape d'hydrotraitement a3) est réalisée en présence d'hydrogène excédentaire, constitué d'hydrogène d'appoint circulant en simple passe, et l'effluent gazeux de deuxième étape réactionnelle (séparé à l'issue de l'étape a3)) est recyclé à l'étape a1). Cette variante peut notamment tre utilisée si une part importante de l'hydrogène d'appoint est consommé en première étape, et si de préférence l'on produit et prélève une fraction relativement élevée de fraction liquide hydrocarbonée légère, de telle sorte que la charge de l'étape a3) soit fortement réduite et ne nécessite qu'une quantité limitée d'hydrogène. Dans ce cas, on peut utiliser l'hydrogène d'appoint total comme hydrogène de la deuxième étape réactionnelle a3), qui fonctionne donc sans boucle de recyclage, la quantité d'hydrogène en sortie de l'étape a3) restant suffisante pour les besoins du catalyseur. Cet hydrogène d'appoint, s'il provient d'une unité de réformage catalytique et/ou de vaporéformage suivie d'une unité PSA, est sensiblement exempt d'impuretés et a souvent une pureté d'hydrogène (pourcentage molaire) élevée, notamment après une unité PSA.

Selon une autre variante du procédé selon l'invention, la deuxième étape d'hydrotraitement a3) est réalisée en présence d'une boucle de recyclage d'hydrogène spécifique, sans point de mélange avec la boucle de recyclage de l'étape a1). Dans ce cas, la boucle de recyclage de l'étape a3) est de préférence alimentée par de l'hydrogène d'appoint, sensiblement exempt d'impuretés si cet hydrogène provient des sources précitées, et n'est pas « polluée » par les impuretés souvent présentes à l'étape a1), en particulier par une teneur élevée en H2S.

Selon une autre variante du procédé selon l'invention, la deuxième étape d'hydrotraitement a3) est réalisée en présence d'une boucle de recyclage d'hydrogène commune avec celle de la première étape a1), ou présentant un point de mélange avec la boucle de l'étape a1). Dans ce cas, il est nécessaire, si l'on veut bénéficier d'un taux d'H2S très bas en deuxième étape réactionnelle a3), de réaliser un traitement d'épuration du gaz de recyclage (ou tout au moins

de la fraction de ce gaz alimentant l'étape a3) pour enlever la quasi totalité de l'H2S en amont de l'étape réactionnelle a3), et abaisser la teneur en H2S par exemple à 15 ppm ou mme 10 ppm. Ce traitement peut consister en un lavage du gaz par une solution d'amines, technique bien connue de l'homme du métier, ou par un autre procédé connu de l'homme du métier. Cette épuration peut éventuellement tre suivie par une élimination des traces d'H2S résiduel par un autre procédé connu de l'homme du métier, par exemple par captation sur un lit d'oxyde de zinc. Le gaz peut alors tre épuré à moins de 5 ppm et mme moins de 1 ppm d'H2S.

On peut également faire une épuration, ou une épuration finale du gaz par une séparation (adsorption) de type PSA.

Des traitements d'épuration de gaz connus sont, par exemple, indiqués dans la demande de brevet européen EP-A-1 063 275.

Dans le cas ou le catalyseur de l'étape a3) est sensible à l'eau on peut également, de préférence après le lavage aux amines, sécher le gaz de recyclage alimentant cette étape, sur un adsorbant solide de type tamis moléculaire (ou un autre adsorbant tel que de l'alumine ou du gel de silice) ou par absorption de l'eau par exemple par lavage au diéthylèneglycol ou au triéthylèneglyol, ou par tout autre procédé d'élimination d'eau connu de l'homme de l'art. Les teneurs en eau résiduelles préférées, lorsque l'on utilise à l'étape a3) un catalyseur à métal noble ou à composé d'un métal noble, sont souvent inférieures à environ 500 ppm, de préférence à 100 ppm, et de façon très préférée à 10 ppm, voire moins, les valeurs les plus basses étant généralement utilisées dans le cas d'un catalyseur de type platine sur alumine.

Certains catalyseurs à métal noble de type platine/palladium sur alumine peuvent cependant accepter des teneurs en eau notablement supérieures aux valeurs précitées.

Selon une disposition optionnelle préférée du procédé selon l'invention, on injecte de l'eau de lavage dans les vapeurs de tte de la colonne de stripage, en amont du ou de l'un des échangeur (s) de refroidissement (par exemple d'un échangeur de chauffage de gaz de recyclage ou d'un aéro-réfrigérant), pour capter des composés azotés, notamment de l'ammoniac et du sulfure d'ammonium formé dans le réacteur. La phase aqueuse, qui contient après mélange avec les vapeurs de tte de colonne une grande partie de ces composés indésirables, est de préférence récupérée en aval dans un ballon séparateur gaz/liquide d'étape de stripage réalisant également de préférence une décantation entre la fraction liquide hydrocarbonée légère et la phase aqueuse. La phase aqueuse récupérée est alors évacuée.

L'invention concerne également toute coupe hydrocarbonée du groupe de l'essence, du carburéacteur, du kérosène, du carburant diesel, du gasoil, du distillat sous vide, et de l'huile désasphaltée, contenant au moins une fraction hydrotraitée par le procédé selon l'invention.

Quatre modes de réalisation, parmi les modes préférés de réalisation du procédé selon l'invention sont détaillés dans les figures 1 à 4.

On se réfère maintenant à la figure 1 qui représente un schéma de procédé d'une installation d'hydrotraitement pour la réalisation d'une première variante du procédé selon l'invention, cette installation comprenant deux boucles de recyclage d'hydrogène séparées, sans point de mélange.

La charge de l'installation d'hydrotraitement, par exemple une coupe de type distillats moyens de distillation directe est alimentée par la ligne1, et additionnée d'un courant gazeux de recyclage, riche en hydrogène, circulant dans la ligne 23. Le mélange ainsi formé circule dans la ligne 2, est réchauffé dans l'échangeur de chaleur charge/effluent 3, puis est envoyé par la ligne 4 vers le four 5 dans lequel sa température est portée à la température requise pour la première étape réactionnelle a1). En sortie du four 5, le mélange réactionnel circule dans la ligne 6, puis alimente le réacteur d'hydrotraitement 7 qui est typiquement un réacteur à lit catalytique fixe et courant descendant. L'effluent de ce réacteur 7 (réalisant la première étape réactionnelle a1)) est alors envoyé par la ligne 8 vers l'échangeur charge/effluent 3, puis alimente, via la ligne 9, la colonne de stripage 10.

Cette colonne est également alimentée par deux sources de gaz de stripage, riches en hydrogène, qui sont alimentés par les lignes 34 et 58 : le gaz alimenté par la ligne 34 est typiquement de l'hydrogène d'appoint, de pureté moyenne ou éventuellement élevée, et de préférence sensiblement exempt d'impuretés telles que en particulier H2S et/ou vapeur d'eau.

Ce gaz peut par exemple provenir d'une unité de réformage catalytique, et/ou d'une unité de vaporéformage avec avantageusement une épuration finale dans une unité de séparation de type PSA.

Le deuxième courant de gaz de stripage, alimenté par la ligne 58 est optionnel. Ce courant provient d'un excès éventuel de gaz riche en hydrogène (d'appoint) alimenté à l'étape a3) ; l'excédent peut alors tre utilisé (notamment) comme gaz de stripage alimenté par la ligne 58.

Cette utilisation d'un excédent d'hydrogène d'appoint à l'étape réactionnelle a3) augmente la pureté du gaz de recyclage dans cette étape.

La colonne de stripage peut également tre alimentée par d'autres sources de gaz de stripage non représentées sur la figure 1 ; en particulier on pourrait dans certains cas alimenter du gaz de stripage (s'il est suffisamment épuré) prélevé sur le gaz de recyclage circulant dans la ligne 23, et introduire ce gaz dans la colonne à la place ou juste au dessus de l'alimentation de gaz de purge de la boucle REC2 par la ligne 58.

De façon générale, le ou les gaz de stripage alimentant la colonne 10 peuvent (en particulier s'ils proviennent de la boucle de recyclage), avoir été préalablement séché (s) dans un sécheur (optionnel, non représenté) pour sensiblement éliminer l'eau dans l'étape de stripage (plus particulièrement si le catalyseur de l'étape a3) d'hydrotraitement contient un métal noble qui est très sensible à l'eau).

De façon générale, le ou les gaz de stripage alimentant la colonne 10 peuvent également (en particulier s'ils proviennent de la boucle de recyclage) avoir été purifiés préalablement pour enlever la plus grande partie au moins de l'H2S, par exemple par lavage aux amines puis optionnellement adsorption sur un lit d'oxyde de zinc, pour stripper plus complètement l'H2S au niveau de l'étape de stripage (plus particulièrement si le catalyseur de l'étape a3) d'hydrotraitement contient un métal noble qui est très sensible à l'H2S).

Ces épurations du ou des gaz de stripage n'est cependant généralement pas nécessaire si le gaz de stripage est un hydrogène d'appoint qui provient d'un réformer catalytique, sensiblement sans impuretés. Dans le cas ou l'hydrogène d'appoint est produit au moins partiellement par vaporéformage, on réalise de préférence, après le vaporéformage, une élimination quasi totale des composés autres que l'hydrogène, sur tamis moléculaire ou adsorbant équivalent (séparation de type PSA), ce qui permet d'obtenir de l'hydrogène d'une très grande pureté (plus de 99,5 généralement).

La colonne de stripage 10 comprend, au dessus de son alimentation principale (l'effluent du réacteur 7) une zone de rectification d'efficacité de séparation par exemple comprise entre 5 et 14 plateaux théoriques, et une zone d'épuisement, ou de stripage du liquide coulant en dessous du point d'alimentation, d'efficacité de séparation par exemple comprise entre 8 et 20 plateaux théoriques.

L'effluent gazeux de tte de la colonne 10 circule dans la ligne 11, est additionné d'eau de lavage alimentée par la ligne 25, est ensuite refroidi avec condensation partielle dans l'aéroréfrigérant 12, puis transite par la ligne 13, avant d'tre séparé dans le ballon séparateur gaz/liquide d'étape de stripage 14. Ce ballon 14 réalise une séparation entre trois phases : 'un courant gazeux, ou « effluent gazeux d'étape de stripage", envoyé dans la ligne 16, une fraction liquide hydrocarbonée légère, extraite par la ligne 15, de teneur en soufre très basse, par exemple inférieure à 10 ppm. Une première partie de cette fraction liquide hydrocarbonée légère est recyclée vers la colonne 10, en tant que reflux liquide, toujours par la ligne 15 ; la fraction liquide résiduelle, ou « partie prélevée de la fraction liquide hydrocarbonée légère » est prélevée puis évacuée par la ligne 27 vers l'aval (c'est à dire qu'elle n'est pas traitée dans l'étape réactionnelle a3), ni dans une autre étape d'hydrotraitement). Optionnellement, une partie de la fraction liquide hydrocarbonée légère pourrait également tre renvoyée (par une ligne non représentée sur la figure 1) et mélangée avec l'alimentation de la colonne de stripage pour réaliser un refroidissement limité de l'effluent du réacteur 7 immédiatement en amont de la colonne 10, et éventuellement maintenir constante la température d'alimentation de la colonne de stripage.

. une phase liquide aqueuse, contenant par ailleurs généralement des impuretés azotées, évacuée par la ligne 26.

La partie prélevée de la fraction liquide hydrocarbonée légère peut par exemple représenter environ 30% poids de la charge initiale de l'étape a1, ce qui réduit les dimensions du réacteur de l'étape a3) qui n'est alimenté que par 70% poids environ de la charge initiale.

Le liquide de fond de la colonne 10, ou « effluent liquide strippé » est envoyé par la ligne 41 vers la deuxième étape réactionnelle a3).

L'effluent gazeux d'étape de stripage, circulant dans la ligne 16 traverse éventuellement l'équipement 17 pour une élimination au moins partielle de l'H2S contenu dans ce gaz. Cet équipement 17 pourra typiquement tre un laveur, ou absorbeur d'H2S par une solution d'amines (l'entrée et la sortie de la solution d'amines n'étant pas représentées sur la figure 1) ; ce peut également tre un autre dispositif d'élimination d'H2S, et/ou un dispositif d'élimination d'H2S et d'eau, par exemple une association en série d'un laveur aux amines et d'un sécheur du gaz épuré d'H2S selon l'un des dispositifs précédemment décrits ou d'un autre dispositif connu de l'homme du métier. Cet équipement 17 (représenté sur la figure 1 comme un équipement unique mais pouvant comporter deux dispositifs ou plus pour l'élimination d'H2S puis d'eau) est optionnel : son utilité dépend de nombreux paramètres, en particulier de la teneur en soufre de la charge, et de la vitesse spatiale utilisée dans le premier réacteur 7, pouvant si elle est suffisamment faible permettre la désulfuration voulue en première étape a1) sans lavage aux amines dans la boucle REC1.

En sortie de cet équipement 17, le gaz circule dans la ligne 18, est additionné par un courant de fraction liquide hydrotraitée circulant dans la ligne 59, (le but de ce mélange, ou mise en contact ou contactage dans la ligne 19, est de capter et éliminer des hydrocarbures légers présents dans la boucle de recyclage de l'étape a1)), puis rejoint le ballon séparateur gaz/liquide 20.

L'effluent liquide du ballon 20, ou effluent liquide de contactage, est évacué par la ligne 24, et constitue un effluent liquide de l'installation d'hydrotraitement (un autre effluent, la dite « partie prélevée de la fraction liquide hydrocarbonée légère » est évacué par la ligne 27). Ces deux effluents peuvent optionnellement tre mélangés (ils pourraient mme tre mis en contact en amont du ballon séparateur gaz/liquide 20 et sortir ensemble par la ligne 24, ou bien tre mis en contact en amont du ballon séparateur gaz/liquide 14 et sortir ensemble par la ligne 27), ou fractionnés séparément en aval. Typiquement, le mélange des deux effluents liquides de l'installation a une teneur en soufre inférieure à 50 ppm, notamment à 30 ppm, de préférence à 10 ppm, par exemple d'environ 5 ppm. Les moyens (optionnels) pour mélanger et/ou fractionner les deux effluents liquides ne sont pas représentés sur la figure 1.

Le gaz séparé dans le ballon 20, ou « effluent gazeux de contactage », est envoyé par la ligne 21 vers le compresseur 22 de gaz de recyclage, puis recyclé vers l'entrée de l'étape réactionnelle a1) via la ligne 23.

L'effluent liquide strippé circulant dans la ligne 41 est pompé à travers la pompe 40, pour porter sa pression à une valeur suffisante pour l'étape réactionnelle a3), cette pression étant, dans cet exemple de réalisation, supérieure à celle de l'étape a1). Au refoulement de la pompe 40, le liquide est additionné de gaz de recyclage riche en hydrogène alimenté par la ligne 56 puis circule dans la ligne 43, traverse l'échangeur charge/effluent 44, puis circule dans la ligne 45, est réchauffé (à nouveau) dans l'échangeur (ou four) 46, puis rejoint le réacteur 48 de l'étape réactionnelle a3), via la ligne 47. En sortie de ce réacteur, l'effluent transite par la ligne 49, traverse l'échangeur 44, circule dans la ligne 50, est refroidi dans l'aéroréfrigérant 51, puis circule dans la ligne 52 pour atteindre le ballon 53 dit « séparateur gaz/liquide de deuxième étape réactionnelle ». La fraction liquide, dite « fraction liquide hydrotraitée », est envoyée dans la ligne 59 pour tre mélangée avec le gaz circulant dans la ligne 18 de la boucle de recyclage de la première étape réactionnelle a1), et la fraction gazeuse, dite « effluent gazeux de deuxième étape réactionnelle », est envoyée par la ligne 54 vers le compresseur de gaz recyclage 55. Optionnellement, une partie de cette fraction gazeuse (gaz excédentaire éventuel, c'est à dire également gaz de purge éventuel de la boucle de recyclage d'hydrogène de l'étape a3) est prélevée et envoyée par la ligne (optionnelle) 58 vers la partie inférieure de la colonne de stripage 10 (et/ou éventuellement vers un autre point de la boucle de recyclage d'hydrogène de l'étape a1) par des moyens non représentés).

On ajoute alors au courant gazeux résiduel circulant dans la ligne 54, en amont du compresseur 55, un courant d'hydrogène d'appoint. Ce courant est alimenté en amont par la ligne 31, traverse éventuellement le sécheur (ou de préférence séparateur et épurateur de type PSA) 32 (optionnel), puis circule dans la ligne 33 qui est raccordée à la ligne 54.

Le gaz, après cette addition d'hydrogène d'appoint, est alors comprimé dans le compresseur 55 puis recyclé à l'entrée de l'étape réactionnelle a3) par la ligne 56.

Dans l'installation de la figure 1, la boucle de recyclage de l'étape a1) comprend les éléments référencés ci-après, en « suivant le parcours du gaz » : 21,22, 23,2, 3,4, 5,6, 7,8, 3,9, 10 (partie supérieure de la colonne, située au dessus de l'alimentation 9, le gaz alimenté montant dans la colonne), 11,12, 13,14, 16, 17, 18,19, 20, et à nouveau 21 qui ferme la boucle.

La boucle de recyclage de l'étape a3) comprend les éléments référencés ci-après : 54,55, 56, 57,43, 44, 45,46, 47,48, 49,44, 50,51, 52,53, et 54 qui ferme la boucle.

On peut constater que, dans l'installation de la figure 1, ces deux boucles de recyclage n'ont aucune partie commune, aucun point de mélange. La boucle de l'étape a3) est alimentée exclusivement par de l'hydrogène d'appoint externe (par la ligne 33), ce qui évite sa pollution par des impuretés (H2S, NH3, éventuellement H20) ainsi que des hydrocarbures légers ayant de 1 à 4 atomes de carbone, très souvent présents dans la boucle de l'étape a1).

L'installation pourra également comprendre d'autres éléments non reproduits sur la figure 1, et par exemple : une ou plusieurs lignes de gaz de trempe, ou gaz de « quench » selon la terminologie anglo-saxonne, provenant de points de la ligne 23, et alimentant le réacteur 7 en position intermédiaire (dans une ou plusieurs zones situées chacune entre deux lits catalytiques consécutifs), une ou plusieurs alimentations de la colonne 10 en gaz de stripage provenant d'un ou de plusieurs points de la ligne 23, L'installation peut également comprendre un conduit d'évacuation de gaz de purge à partir d'un point de la boucle de recyclage de l'étape a1), et/ou un conduit d'introduction d'hydrogène d'appoint en un point de cette boucle sans passer par la colonne de stripage (par exemple au niveau de la ligne 23).

De la mme façon, la boucle de recyclage de l'étape a3) pourrait comprendre des éléments non reproduits sur la figure 1, et par exemple une ou plusieurs lignes de gaz de quench, provenant de points de la ligne 56, et alimentant le réacteur 48 en position intermédiaire (zones entre lits catalytiques). L'installation peut également comprendre une évacuation de gaz de purge à partir d'un point de la boucle de l'étape a3), pour alimenter la boucle de l'étape a1) ou sans que ce gaz de purge alimente la boucle de l'étape a1).

On ne sortirait pas du cadre de l'invention en ajoutant et/ou enlevant des échangeurs de chaleur ou équipements équivalents et/ou en organisant différemment l'intégration thermique de l'installation. A titre d'exemple non limitatif, l'échangeur 46 de la boucle de l'étape a3) pourrait tre le four 5 lui-mme (ou également une partie de ce four, notamment une partie de la zone de convection du four). II est également possible de préchauffer avec l'effluent de l'étape a3) la charge de l'étape a1) et/ou l'hydrogène d'appoint, notamment de stripage, et/ou le gaz de recyclage de la boucle de l'étape a3), ou bien de récupérer de la chaleur sur l'effluent de tte de la colonne 10, pour préchauffer par exemple le gaz de recyclage de la boucle de l'étape a3) et/ou le gaz de recyclage de la boucle de l'étape a1) et/ou le gaz de stripage et/ou la charge de l'étape a1). On peut également réchauffer le reflux liquide, par exemple à une température comprise entre environ 100°C et 200°C, par exemple par échange thermique avec l'effluent de tte de colonne, avant sa réintroduction dans la colonne etc...

De façon préférée, la charge de l'étape a1) échange de la chaleur avec l'effluent de l'étape a3) (dans un ou plusieurs échangeur (s) de chaleur situé (s) sur la ligne 2, non représenté (s) sur la figure 1), de telle sorte que l'échangeur 3 ait une puissance de refroidissement de l'effluent du réacteur 7 limitée à au plus 90°C, et de préférence à au plus 70°C, et par exemple au plus 50°C environ.

L'homme du métier pourra également utiliser d'autres échanges thermiques entre des courants circulant dans l'installation, en fonction de leurs températures respectives.

On ne sortirait pas non plus du cadre de l'invention si la position de l'équipement 17 d'épuration d'H2S était modifiée, cet équipement étant alors situé en aval du compresseur 22 (sur la ligne 23).

De mme, on ne sortirait pas du cadre de l'invention si une partie de la dite fraction liquide hydrocarbonée légère (différente de la partie prélevée) était recyclée à l'étape a1) ou à une étape d'hydrotraitement complémentaire. Les conditions de l'étape a1) sont toutefois déterminées de préférence pour que l'on puisse évacuer directement vers l'aval la partie prélevée de la fraction liquide hydrocarbonée légère, et éventuellement la mélanger avec une partie ou la totalité de la fraction hydrotraitée et/ou la fractionner (par exemple réaliser une élimination d'H2S et une stabilisation par stripage), seule ou en mélange, afin de permettre son utilisation par exemple comme carburant diesel. De préférence, on utilisera une désulfuration suffisamment efficace à l'étape a1) pour que la fraction liquide hydrocarbonée légère ait une teneur en soufre compatible avec son utilisation, sans soumettre une fraction quelconque de cette fraction liquide hydrocarbonée légère à un hydrotraitement complémentaire ou un recyclage à l'étape a1).

On ne sortirait pas non plus du cadre de l'invention si l'une, ou chacune des deux étapes réactionnelles a1) et a3) était réalisée non pas dans un, mais dans deux ou mme plusieurs réacteurs en série, éventuellement avec ajustement intermédiaire de la température (par échange de chaleur indirect, ou direct : « quench » avec du gaz ou du liquide froid, ou si un réacteur comportait plusieurs zones réactionnelles en série, avec des catalyseurs identiques ou différents.

Les réacteurs d'hydrotraitement (7,48) sont typiquement des réacteurs à lit catalytique fixe et courant descendant pour le gaz et le liquide. On ne sortirait pas du cadre de l'invention si l'un, ou plusieurs des réacteurs étaient d'un autre type ou de plusieurs autres types, en particulier du type à lit mobile, ou à lit bouillonnant (du fait de l'introduction de gaz de recyclage), ou à lit fluidisé (par le gaz de recyclage), ou à lit fixe ou mobile et courant ascendant pour le gaz et descendant pour le liquide.

Les figures 2,3, et 4 représentent d'autres variantes d'installation pour la réalisation d'autres variantes du procédé selon l'invention, avec les mmes références pour les éléments communs à plusieurs figures. Ces éléments communs ne sont généralement pas décrits à nouveau, s'ils ont été précédemment décrits pour une autre figure.

Les variantes d'installation des figures 2,3 et 4 ne comportent qu'une seule boucle de recyclage d'hydrogène, et donc un seul compresseur de recyclage d'hydrogène, contrairement à l'installation de la figure 1.

On se réfère maintenant à la figure 2.

Une première différence de l'installation de la figure 2, par rapport à la figure 1, concerne la boucle de recyclage. L'installation comprend un compresseur 55 unique qui comprime l'hydrogène de recyclage des deux étapes réactionnelles, cet hydrogène de recyclage circulant en série dans les deux étapes réactionnelles, d'abord dans l'étape a1), puis dans l'étape a3).

Une autre différence avec 1'installation de la figure 1 concerne les moyens de pompage ou de transfert, liés aux pressions des différentes étapes réactionnelles. Contrairement à l'installation de la figure 1, l'installation de la figure 2 utilise une pression à l'étape a3) plus basse qu'à l'étape a1). II n'y a donc pas besoin d'une pompe pour transférer l'effluent liquide de stripage par la ligne 41.

Une autre différence concerne le contactage entre la fraction liquide hydrotraitée et le gaz de la boucle de recyclage qui est réalisé dans l'installation de la figure 2 en aval de l'étape a3 (au niveau du séparateur gaz/liquide 53), le ballon séparateur 20 de la figure 1 étant supprimé, du fait de l'utilisation d'une boucle de recyclage unique.

La charge de l'installation de la figure 2, circulant dans la ligne 1 est additionnée d'hydrogène de recyclage circulant dans la ligne 56, puis échange de la chaleur avec l'effluent du réacteur 48 de la deuxième étape réactionnelle a3) dans l'échangeur de chaleur 70. Cette charge, additionnée d'hydrogène et préchauffée, rejoint la section de l'installation correspondant à la première étape réactionnelle a1). En sortie du réacteur 7 de la première étape a1), l'effluent de ce réacteur est directement alimenté dans la colonne de stripage 10, sans réchauffage ni refroidissement. L'effluent liquide stripé est également envoyé à la deuxième étape réactionnelle a3) directement, sans réchauffage complémentaire.

En sortie de l'équipement 17 d'élimination d'H2S (et éventuellement d'eau, après l'élimination d'H2S, si l'on utilise un catalyseur sensible à l'eau à l'étape a3)), le gaz de recyclage épuré circule dans la ligne 18, puis est réchauffé dans l'échangeur de chaleur 72, l'échange de chaleur étant réalisé (de façon non représentée sur la figure 2) entre ce gaz épuré et, par exemple, l'effluent de l'étape a3) ou l'effluent de tte de la colonne 10). Le gaz de recyclage épuré et réchauffé rejoint alors le réacteur 48 via la ligne 65, puis la ligne 47 après addition à ce gaz de l'effluent liquide strippé qui est alimenté directement, c'est à dire sans réchauffage complémentaire.

Une installation du type de celle de la figure 2 peut ainsi avoir une alimentation de la colonne de stripage relativement chaude (par exemple d'environ 310 à 350 °C), et permettre de séparer et prélever une quantité importante de fraction liquide hydrocarbonée légère, représentant par exemple de environ 30% poids à environ 70% poids de la charge initiale, ces valeurs n'étant pas limitatives.

L'hydrogène d'appoint est alimenté par la ligne 34, comme gaz de stripage, mais pourrait aussi tre alimenté, en partie ou en totalité, en un autre point de la boucle de recyclage d'hydrogène.

Une telle installation peut par exemple (de façon non limitative) utiliser un catalyseur classique à l'étape a1) par exemple à base de cobalt/molybdène sur alumine ou de nickel/molybdène sur alumine, et un catalyseur à métal noble à l'étape a3) par exemple de type platine/palladium sur alumine.

Les autres éléments référencés de la figure 2 ont déjà été définis lors de la description de la figure 1.

On se réfère maintenant à la figure 3, qui représente une installation comprenant, comme l'installation de la figure 2, une seule boucle de recyclage d'hydrogène, cet hydrogène de recyclage circulant en série dans les deux étapes réactionnelles, d'abord dans l'étape a3), puis dans l'étape a1), c'est-à-dire dans l'ordre inverse de celui de la figure 2 si le point de départ est le compresseur de recyclage.

Dans l'installation de la figure 3, contrairement à celle de la figure 2, la pression de l'étape réactionnelle a3) est supérieure à celle de l'étape réactionnelle a1), et l'on utilise une pompe 40 pour transférer l'effluent liquide strippé, qui circule alors dans la ligne 42, traverse le four de réchauffage limité 73, puis rejoint via la ligne 66 le point de mélange avec le gaz de recyclage circulant dans la ligne 65, avant d'alimenter le réacteur de deuxième étape réactionnelle a3), via la ligne 47. Typiquement, le four 73 assure un réchauffage limité de l'effluent liquide strippé, d'au plus environ 90°C, et souvent d'au plus environ 70°C, et fréquemment d'au plus environ 50°C. Souvent la température en amont du four 73 est comprise entre 255 et 375°C, alors que la température en sortie du four 73 est comprise entre 285 et 390°C.

La charge de l'installation, alimentée par la ligne 1, est additionnée de gaz de recyclage constitué par l'effluent gazeux de deuxième étape réactionnelle, circulant dans la ligne 54, avant de rejoindre via la ligne 2 l'échangeur de chaleur 70 entre la charge globale (c'est à dire avec son hydrogène de recyclage) de l'étape a1), et l'effluent global de l'étape a3).

Les autres éléments référencés de la figure 3 ont déjà été définis lors de la description de la figure 1 et/ou de la figure 2.

Une installation du type de celle de la figure 3 peut également avoir une alimentation de la colonne de stripage relativement chaude, et permettre de séparer et prélever une quantité importante de fraction liquide hydrocarbonée légère, représentant par exemple de environ 30% poids à environ 70% poids de la charge initiale, ces valeurs n'étant pas limitatives.

On se réfère maintenant à la figure 4.

Dans cette installation, le gaz de recyclage issu du compresseur 22, alimente l'étape réactionnelle a1) seule. L'étape réactionnelle a3) est alimentée en hydrogène exclusivement

par de l'hydrogène d'appoint, circulant en simple passe dans l'étape réactionnelle a3), c'est à dire sans recyclage. Cet hydrogène d'appoint est alimenté par la ligne 31, réchauffé dans l'échangeur de chaleur 74, puis rejoint, par la ligne 65, l'effluent liquide strippé et réchauffé, avant d'alimenter le réacteur 48, via la ligne 47. L'effluent gazeux de deuxième étape réactionnelle (hydrogène résiduel de l'étape a3)), circulant dans la ligne 54, est réchauffé dans l'échangeur de chaleur 75, avant d'alimenter la colonne 10 via la ligne 34, en tant que gaz de stripage.

De façon générale, les échangeurs (échangeurs de chaleur) dont le second fluide n'est pas spécifié peuvent utiliser comme second fluide l'un quelconque des autres fluides circulant dans l'installation, si sa température est adéquate. Par exemple les échangeurs de réchauffage d'hydrogène 74 et 75 peuvent utiliser l'effluent de tte de colonne ou l'effluent de l'étape a3) comme source de chaleur.

Les autres éléments référencés de la figure 4 ont déjà été définis lors de la description de l'une au moins des figures précédentes.

L'installation de la figure 4 peut tre utilisée si la consommation d'hydrogène est relativement plus élevée à l'étape a1) par rapport à l'étape a3), et permet d'assurer lors de cette deuxième étape un gaz résiduel de couverture suffisant.

Lorsqu'on utilise pour les installations des figures 1 à 4, en particulier celles des figures 2 et 3 dans lesquelles le gaz de recyclage circule dans les deux étapes réactionnelles en série, un catalyseur à métal noble ou composé d'un métal noble en étape a3), on concevra généralement l'équipement référencé 17 pour assurer un niveau d'impuretés très bas en deuxième étape réactionnelle a3).

L'équipement référencé 17 peut alors comporter un laveur aux amines pour une élimination d'H2S jusqu'à une teneur résiduelle par exemple de 10 ppm, suivi d'un sécheur, pour éliminer l'eau à hauteur par exemple d'une teneur résiduelle d'environ 500 ppm, ou bien de 100 ppm, ou mme de 10 ppm si le catalyseur est très sensible à l'eau. L'équipement référencé 17 peut enfin comprendre optionnellement (dans une partie terminale de cet équipement) un dispositif d'élimination de petites quantités résiduelles d'H2S, comme par exemple un lit de captation d'H2S à l'oxyde de zinc. Ce lit pourrait également, en alternative, tre intégré au réacteur 48.

Les fonctions réalisées optionnellement dans l'équipement 17 (lavage aux amines, déshydratation partielle ou totale, élimination de traces d'H2S sur lit d'oxyde de zinc) pourraient également tre remplies dans des équipements séparés, ne figurant pas sur les figures 1 à 4.

Les installations décrites en figures 1 à 4 ne sont pas limitatives des installations selon l'invention. On pourrait par exemple utiliser l'installation de la figure 2 avec un four de réchauffage de l'effluent liquide strippé (comme l'installation de la figure 3), ou inversement, l'installation de la figure 3 sans four de réchauffage de l'effluent strippé. Les installations des

figures 1 à 4 peuvent également ne pas comprendre de four de chauffage, ni pour l'effluent du réacteur 7 de l'étape a1), qui alimente alors directement la colonne 10 de stripage, ni pour l'effluent liquide strippé qui alimente alors directement le réacteur 48 de l'étape a3). Dans certains cas, par exemple lorsqu'on utilise à l'étape a3) un catalyseur à métal noble ou composé de métal noble fonctionnant à relativement basse température, on peut également avoir un échangeur de refroidissement de l'effluent liquide strippé et non plus un four de réchauffage de cet effluent liquide strippé, en amont du réacteur 48 de l'étape a3). On pourrait également, sans sortir du cadre de l'invention utiliser un réchauffement limité (par exemple de au plus 90 °C ou au plus 70°C de l'effluent de l'étape réactionnelle a1) en amont de la colonne de stripage 10.

Les installations décrites en figures 2 à 4, ainsi que toute autre installation (avec éventuellement un autre schéma de circulation) selon l'invention peuvent également comprendre un ou plusieurs dispositifs ou équipements décrits pour la figure 1.

L'homme du métier pourra notamment concevoir aisément une installation selon l'invention, comprenant : en aval du réacteur 7 de l'étape a1) et en amont de la colonne de stripage 10 : soit un échangeur de refroidissement (pour refroidir l'effluent du réacteur, de préférence d'au plus 90 °C, et de façon très préférée d'au plus 70°C, notamment d'au plus 50°C), soit un four (pour réchauffer l'effluent du réacteur de préférence d'au plus 90°C, et de façon très préférée d'au plus 70°C, notamment d'au plus 50°C), soit aucun équipement de transfert thermique, en aval de la colonne de stripage 10, et en amont du réacteur 48 de l'étape a3) : soit un échangeur de refroidissement (pour refroidir l'effluent liquide strippé, de préférence d'au plus 90°C, de façon préférée d'au plus 70°C, notamment d'au plus 50°C), soit un four (pour réchauffer l'effluent du réacteur de préférence d'au plus environ 90°C, de façon très préférée d'au plus 70°C, notamment d'au plus 50°C), soit aucun équipement de transfert thermique, l'effluent liquide stripé alimentant alors directement le deuxième réacteur d'hydrotraitement 48, après addition d'un courant d'hydrogène (de préférence chauffé), par exemple d'hydrogène de recyclage chauffé. au niveau de la colonne de stripage 10, on peut éventuellement utiliser un rebouilleur du liquide de fond de colonne (non représenté sur les figures 1 à 4), par exemple pour maintenir une température de fond de colonne comprise entre 255 et 390°C et de préférence entre environ 305 et 390°C.

L'homme du métier peut aussi, pour les installations décrites dans cette demande, et plus généralement quel que soit le schéma de l'installation retenu, utiliser d'autres échanges de

chaleur entre plusieurs courants circulant dans l'installation, en fonction des températures respectives de ces différents courants.

L'homme du métier pourra également concevoir aisément une installation selon l'invention fonctionnant selon un autre schéma d'installation d'hydrotraitement, à 2, ou plusieurs (par exemple 3 étapes d'hydrotraitement. Le procédé selon l'invention peut notamment tre utilisé dans une installation obtenue en modifiant l'une des installations décrites dans l'état de l'art antérieur ou dans l'un des brevets cités dans cette demande (et comportant un stripage à l'hydrogène entre une première étape d'hydrotraitement et une deuxième étape d'hydrotraitement), par : 'adjonction à la colonne de stripage d'une section de rectification ayant un nombre d'étages théoriques suffisant, alimentée par un courant de reflux liquide sensiblement désulfuré, 'adjonction préférée d'une ligne 27 d'évacuation directe vers l'aval d'une partie de la fraction liquide hydrocarbonée légère, sensiblement désulfurée. adjonction éventuelle ou soustraction éventuelle, ou modification éventuelle (pour réduction de puissance notamment) d'un four (ou échangeur) de réchauffage ou d'un échangeur de refroidissement, situé soit en aval du réacteur 7 de l'étape a1) et en amont de la colonne de stripage 10, soit en aval de la colonne de stripage 10 et en amont du réacteur 48 de l'étape a3).

Par exemple, l'installation peut comporter une boucle de recyclage d'hydrogène unique, avec, en aval du compresseur de recyclage, une division du conduit de circulation du gaz de recyclage en notamment deux conduits alimentant séparément et en parallèle les réacteurs des deux étapes d'hydrotraitement a1) et a3), comportant également de préférence un dispositif d'épuration (élimination d'H2S, et éventuellement d'eau) traitant le ou les courant (s) d'hydrogène recyclé (s) vers l'étape a3) (en amont du réacteur et entre lits catalytiques), et éventuellement une alimentation de gaz de stripage à partir d'hydrogène de recyclage épuré.

Une installation selon l'invention peut également comprendre une séparation gaz/liquide de l'effluent de la première zone réactionnelle a1) (en aval du réacteur 7), la colonne de stripage n'étant alimentée que par le liquide issu de ce séparateur. Dans ce cas, l'effluent du réacteur 7 est de préférence refroidi à relativement basse température (par exemple moins de environ 120 °C et par exemple environ 50°C. Le gaz issu de ce séparateur relativement froid peut tre soumis à la rectification ou ne pas y tre soumis.

II est toutefois préféré, selon l'invention, d'alimenter la colonne par l'effluent total de la première zone réactionnelle a1).

De façon générale, une installation d'hydrotraitement d'une charge hydrocarbonée selon l'invention comprend :

Une première section réactionnelle d'hydrotraitement comprenant au moins un premier réacteur d'hydrotraitement (7), Une section de stripage comprenant une colonne de stripage sous pression (10) connectée en amont au premier réacteur (7), pour le stripage de l'effluent de ce réacteur par un gaz riche en hydrogène, dans laquelle la tte de la colonne (10) est reliée à un moyen (12) de refroidissement et de condensation partielle du courant gazeux issu de la colonne (10), ce moyen de refroidissement étant relié en aval à au moins un séparateur gaz/liquide d'étape de stripage (14), Une deuxième section réactionnelle d'hydrotraitement comprenant au moins un deuxième réacteur d'hydrotraitement (48) relié en amont au fond de la colonne de stripage (10), pour l'hydrotraitement de l'effluent liquide strippé issu du fond de cette colonne de stripage (10), et relié en aval à un séparateur gaz/liquide de deuxième étape réactionnelle (53), ladite colonne de stripage (10) comprenant au dessus de l'alimentation de l'effluent du premier réacteur (7) une zone de rectification ayant une efficacité de séparation d'au moins 1 plateau théorique, cette zone étant reliée en partie supérieure à un conduit d'amenée (15) d'un reflux liquide sensiblement désulfuré.

De préférence, l'installation comprend également un conduit (27) d'évacuation directe vers l'aval d'une fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée dans ledit séparateur gaz/liquide d'étape de stripage (14), ce conduit d'évacuation étant relié en amont au dit séparateur gaz/iiquide d'étape de stripage (14).

De façon préférée, la zone de rectification est un tronçon de colonne d'efficacité correspondant à 2 à 20 plateaux théoriques, en particulier de 5 à 14 plateaux théoriques. Elle peut comprendre, ainsi que la section d'épuisement (ou de stripage) de la colonne de stripage (réalisant le stripage du liquide descendant en dessous de l'alimentation), des plateaux, par exemple des plateaux perforés, et/ou des éléments de garnissage (par exemple des anneaux de type Pall ou Raschig bien connus de l'homme du métier), ou d'autres moyens techniques équivalents ayant une efficacité de fractionnement.

L'installation comprend souvent un conduit d'amenée (15) d'un reflux liquide sensiblement désulfuré relié en amont au séparateur gaz/liquide d'étape de stripage (14). Elle peut également comprendre un conduit d'amenée d'un reflux liquide sensiblement désulfuré, relié en amont au séparateur gaz/liquide (53) de deuxième étape réactionnelle. Selon une autre variante de réalisation, la tte de la colonne (10) est reliée au séparateur gaz/liquide d'étape de stripage (14) par au moins un conduit de liaison (11,13), ce conduit de liaison étant relié au séparateur gaz/liquide de deuxième étape réactionnelle (53), par exemple pour permettre un contactage de l'effluent gazeux de tte de colonne par une partie ou la totalité de la fraction liquide hydrotraitée. En alternative, on peut également récupérer l'effluent (total) de l'étape a3)

pour le mélanger avec l'effluent de tte de colonne de stripage. Dans ce cas, le séparateur gaz/liquide d'étape de stripage et le séparateur gaz/liquide de deuxième étape réactionnelle sont le mme équipement (commun). Souvent, ces équipements sont cependant séparés.

Le moyen (12) de refroidissement et condensation partielle de l'effluent de tte de colonne de stripage peut comprendre un ou plusieurs échangeurs de chaleur, d'un type (ou de plusieurs types) quelconque (s) connu (s) de l'homme du métier, par exemple non limitatif un ou plusieurs échangeurs tubulaires et/ou à plaques en série pour réaliser un échange de chaleur avec un ou plusieurs autres courants plus froids, suivi éventuellement d'un aéro-réfrigérant et/ou d'un refroidisseur à eau.

Le refroidissement de l'effluent de tte de colonne peut optionnellement tre réalisé en plusieurs et notamment deux étapes, avec un premier refroidissement suivi d'une séparation gaz/liquide dans un premier séparateur gaz/liquide d'étape de stripage, et un deuxième refroidissement du gaz issu de ce premier séparateur, suivi d'une deuxième séparation gaz/liquide dans un deuxième séparateur gaz/liquide d'étape de stripage. La première séparation peut fournir éventuellement un reflux liquide sensiblement désulfuré (tout le liquide condensé pouvant optionnellement tre utilisé comme reflux), et la deuxième séparation peut fournir éventuellement une fraction liquide hydrocarbonée légère évacuée directement vers l'aval. On peut également réaliser un contactage du courant circulant en amont du premier séparateur gaz/liquide d'étape de stripage, et/ou de préférence du courant circulant en amont du deuxième séparateur gaz/liquide d'étape de stripage (l'effluent gazeux du premier séparateur), avec une partie ou la totalité de la fraction liquide hydrotraitée. L'injection d'eau de lavage, optionnelle mais préférée, peut également tre réalisée en amont de l'un quelconque ou de chacun de ces deux séparateurs gaz/liquide.

Selon une des variantes préférées d'installation selon l'invention, le premier réacteur d'hydrotraitement (7) est directement relié en aval à un moyen de refroidissement limité (3) de l'effluent de ce réacteur, de capacité de refroidissement correspondant à au plus 90 °C, et de préférence au plus 70 °C, et notamment au plus 50°C (de refroidissement de cet effluent), et ce moyen de refroidissement limité (3) est directement relié en aval à la colonne de stripage (10).

Par « directement », on entend qu'il n'y a pas d'échange thermique intermédiaire, la liaison étant réalisée par un simple conduit.

Le moyen de refroidissement limité est généralement un échangeur de chaleur (d'un type quelconque, par exemple tubulaire, ou à plaques) avec un autre courant, plus froid, circulant dans l'installation, par exemple la charge de l'étape a1) ou un autre fluide de refroidissement ; il peut également tre constitué par plusieurs échangeurs en série et/ou en parallèle. On pourrait également utiliser un refroidissement limité par mélange de l'effluent du réacteur d'hydrotraitement (7) avec un courant liquide plus froid, notamment une partie de la fraction liquide hydrocarbonée légère (typiquement récupérée au niveau du séparateur gaz/liquide

d'étape de stripage), le moyen de refroidissement limité comprenant alors un conduit d'alimentation du courant liquide plus froid. Le refroidissement limité peut tre contrôlé et/ou variable au cours du temps, par exemple afin de maintenir une température d'alimentation de la colonne de stripage constante, alors que la température de sortie du réacteur (7) augmente légèrement au cours du temps pour compenser la baisse de l'activité catalytique au cours du temps (du fait notamment du vieillissement et/ou du cokage du catalyseur).

Le contrôle de la température d'alimentation de la colonne de stripage peut par exemple tre obtenu en faisant varier le débit du fluide de refroidissement (indirect ou par mélange) par des moyens appropriés, et/ou par un contournement partiel du moyen de refroidissement limité.

Selon une autre variante préférée d'installation selon l'invention, le premier réacteur d'hydrotraitement (7) est directement relié en aval à la colonne de stripage (10). II n'y a alors pas d'équipement d'échange thermique intermédiaire entre ce réacteur et la colonne.

EXEMPLES : Les exemples suivants explicitent, de façon non limitative, des conditions opératoires utilisables dans le procédé de l'invention : Exemple 1 : Charge traitée : gasoil de distillation directe, de caractéristiques suivantes : Intervalle de distillation (5%-95% distillé) : 210-370°C Densité : 0,85 Teneur en soufre : 10 000 ppm Nombre de cétane : 48 Conditions opératoires de la première étape a1) : Catalyseur : catalyseur HR 416 de type Co-Mo sur alumine, commercialisé par la société AXENS (anciennement par la société PROCATALYSE).

Température de sortie réacteur : 350°C Pression sortie réacteur : 4,2 MPa Pression partielle H2 sortie réacteur : 2,5 MPa VVH (vitesse spatiale horaire) : 2,0 h-1 Taux d'hydrogène (entrée réacteur+ quench) : 200 Nm3/m3 de charge, Hydrogène consommé à l'étape a1) : 0,5 % poids par rapport à la charge, Conditions opératoires de l'étape a2) : Température entrée colonne de stripage : 320 °C

Pression entrée colonne de stripage : 4,0 MPa Nombre de plateaux théoriques au dessus de l'alimentation : 9 Nombre de plateaux théoriques en dessous de l'alimentation : 15 Nature du reflux : partie de la fraction liquide hydrocarbonée légère (de teneur en soufre : 8 ppm), Taux de reflux par rapport à la charge hydrocarbonée de la colonne : 0,33 kg/kg, Hydrogène de stripage : débit correspondant à 95% de l'hydrogène consommé en première étape, Température de fond de la colonne de stripage : 315 °C, Quantité de fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée : 30% poids environ par rapport à la charge initiale.

Débit d'effluent liquide strippé : 70% poids environ de la charge initiale, Conditions opératoires de la deuxième étape réactionnelle a3) : Catalyseur : catalyseur HR 448 de type Ni-Mo sur alumine, commercialisé par la société AXENS (anciennement par la société PROCATALYSE).

Température d'entrée du réacteur : 315°C, Température de sortie du réacteur : 335°C, Pression sortie réacteur : 4,9 MPa VVH : 1, 5 h-1 Taux d'hydrogène (entrée + quench) : 350 Nm3/m3 de charge de l'étape a3).

Les résultats de cet hydrotraitement en deux étapes sont les suivants : Teneur en soufre (organique, c'est-à-dire hors H2S) de la fraction liquide de l'effluent total de la première étape a1) : 250 ppm environ.

Teneur en soufre de la fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée (représentant 30 % poids de la charge initiale) : 8 ppm Teneur en soufre de l'effluent liquide stripé : 355 ppm environ.

Teneur en soufre de la fraction liquide hydrotraitée : 8 ppm.

Teneur en soufre de l'effluent liquide total reconstitué : fraction liquide hydrotraitée + fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée : 8 ppm.

Nombre de cétane de l'effluent liquide total reconstitué (stabilisé) : 51.

Exemple 2 : La charge, la première étape réactionnelle a1), et l'étape de stripage a2) sont identiques à celles de l'exemple 1. L'exemple 2 diffère de l'exemple 1 par l'utilisation à l'étape réactionnelle a3) d'un catalyseur à métal noble de type platine/palladium sur alumine.

Conditions opératoires de la deuxième étape réactionnelle a3) : Catalyseur : de type platine/palladium sur alumine, contenant en % poids : 0,23% de platine ; 0,84% de palladium ; 1,13% de chlore ; 4,20% de fluor.

Température d'entrée du réacteur : 315°C, Température de sortie du réacteur : 335°C, Pression sortie réacteur : 4,9 MPa VVH : 4,3 h-1 Taux d'hydrogène (entrée + quench) : 350 Nm3/m3 de charge de l'étape a3), Les résultats de l'hydrotraitement de l'étape a3) de l'exemple 2 sont les suivants : Teneur en soufre de la fraction liquide hydrotraitée : 8 ppm.

Teneur en soufre de l'effluent liquide total reconstitué : fraction liquide hydrotraitée + fraction liquide hydrocarbonée légère prélevée : 8 ppm.

Nombre de cétane de l'effluent liquide total reconstitué (stabilisé) : 56.

La charge est désulfurée à la mme teneur finale dans les exemples 1 et 2. L'installation selon l'exemple 2, avec un catalyseur d'étape a3) à métal noble de type platine/palladium sur alumine présente l'avantage important d'utiliser une vitesse spatiale beaucoup plus élevée (donc un réacteur de dimensions réduites) et de gagner 5 points sur le nombre de cétane. En contrepartie, le coût du catalyseur est plus élevé.

Dans les deux cas le réacteur de deuxième étape a un volume catalytique notablement réduit par rapport à une installation sans production d'une fraction liquide hydrocarbonée légère sensiblement désulfurée (à 8 ppm), du fait de la charge réduite alimentée à l'étape a3).

De plus l'intégration énergétique est élevée et il n'y a pas de refroidissement important/réchauffage important en amont/aval de la colonne de stripage, ce qui minimise également la surface des échangeurs de chaleur requis.

Le procédé selon l'invention permet, pour des charges et des spécifications de produit diverses, d'éliminer de la façon la plus efficace possible tous les polluants présents en première étape d'hydrotraitement, et d'utiliser de façon optimale les meilleurs catalyseurs disponibles pour la deuxième étape, avec un réacteur de deuxième étape de taille réduite, et ceci avec une efficacité énergétique élevée, sans requérir une distillation intermédiaire.