PROCÉDÉ D'HYDRODESULFURATION COMPRENANT UNE SECTION DE STRIPAGE ET UNE SECTION DE FRACTIONNEMENT SOUS VIDE ART ANTERIEUR : Les procédés conventionnels d'hydrodésulfuration de gazoles ou de distillats sous vide comprennent un four généralement situé entre le stripeur d'H2S et la colonne de fractionnement principale. La présence de ce four permet de remonter les températures en après le stripage et d'obtenir un fractionnement efficace dans la colonne de fractionnement située en aval. Par contre, la présence de ce four engendre des consommations énergétiques importantes et représente un investissement et un coût opératoire importants à la fois dans l'absolu et par rapport à l'ensemble du procédé.

OBJET DE L'INVENTION : La présente invention concerne un procédé d'hydrodésulfuration de gazole ou de distillat sous vide, de préférence de gazole sous vide et/ou de distillats sous vide, comprenant au moins une section réactionnelle d'hydrodésulfuration, au moins une section de stripage et au moins une section de fractionnement dans lequel la colonne de fractionnement principale est opérée sous un vide modéré. Le procédé selon l'invention permet de réduire la quantité de chaleur à apporter à la charge de la section de fractionnement et donc d'opérer ladite section à des niveaux de température modérés. Le procédé selon l'invention permet donc de désulfurer un gazole et ou un distillat sous vide sans qu'il soit nécessaire d'implanter un four entre la section de stripage et la section de fractionnement, ce qui représente un avantage économique important par rapport aux procédés de l'art antérieur.

DESCRIPTION DETAILLEE DE L'INVENTION : La présente invention concerne un procédé et une installation d'hydrodésulfuration de gazole ou de distillat sous vide, de préférence de gazole sous vide et/ou de distillats sous vide, comprenant au moins une section réactionnelle d'hydrodésulfuration, au moins une section de stripage et au moins une section de fractionnement dans lequel la colonne de fractionnement principale est opérée sous un vide modéré. De préférence, l'installation selon l'invention comprend également un ballon séparateur chaud.

Dans le procédé et l'installation selon l'invention, la section réactionnelle d'hydrodésulfuration peut comprendre un ou plusieurs réacteurs disposés en série ou en parallèle, par exemple deux réacteurs disposés en série. Chaque réacteur de la section réactionnelle comprend au moins un lit de catalyseur. Le catalyseur peut tre mis en oeuvre en lit fixe ou en lit expansé, ou encore en lit bouillonnant. Dans le cas d'un catalyseur mis en oeuvre en lit fixe, il est possible de disposer plusieurs lits de catalyseurs dans au moins un réacteur.

Tout catalyseur connu de l'homme du métier peut tre utilisé dans le procédé selon l'invention, par exemple un catalyseur comprenant au moins un élément choisi parmi les éléments du Groupe VIII de la classification périodique (groupes 8,9 et 10 de la nouvelle classification périodique) et éventuellement au moins un élément choisi parmi les éléments du Groupe VIB de la classification périodique (groupe 6 de la nouvelle classification périodique).

Les conditions opératoires de cette section réactionnelle d'hydrodésulfuration sont généralement comprises dans les fourchettes de conditions opératoires décrites dans l'art antérieure. Ces 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.

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 utilisé dans le procédé selon l'invention est typiquement comprise entre 50 et 99,9.

La quantité d'hydrogène par rapport à la charge liquide est typiquement comprise entre environ 50 et environ 1200 Nm3/m3.

Les sections de fractionnement et de stripage peuvent tre équipées de tout type de colonne de stripage à toute pression ou de fractionnement sous vide modéré connu de l'homme du métier. Le stripage peut tre effectué au moyen de tout gaz de stripage tel que par exemple un gaz contenant de l'hydrogène ou de la vapeur. De préférence on utilise de la vapeur pour réaliser ledit stripage.

La colonne sous vide est également de préférence alimentée au moyen de tout gaz de stripage, de préférence de la vapeur.

Le passage de la colonne à un vide modéré, c'est-à-dire généralement compris en zone de flash entre 0,05 bar et 0,95 bar (1 bar = 0,1 MPa), de préférence compris entre 0,1 bar et 0,90 bar, de manière plus préféré compris entre 0,1 bar et 0,7 bar et de manière plus préféré compris entre 0,15 bar et 0,5 bar, permet de réduire considérablement la chaleur à apporter à la charge de cette colonne pour vaporiser la fraction légère issue des réactions de conversion des hydrocarbures dans le réacteur d'hydrodésulfuration.

Lorsque l'installation selon l'invention comprend un ballon séparateur chaud, la chaleur complémentaire nécessaire à cette vaporisation peut éventuellement tre apportée par l'augmentation de la température dudit ballon séparateur par rapport à la pratique courante qui correspond à une température généralement comprise entre 240°C et 280°C. Généralement cette augmentation est inférieure à 60°C, de préférence inférieure à 50°C, de manière plus préférée inférieure à 40°C. Ce mode de fonctionnement diffère également notablement de celui de l'art antérieur dans lequel, la température du ballon chaud est fixée pour le fonctionnement de la colonne de stripeur d'H2S. La température dudit ballon séparateur, lorsque celui-ci est présent, est donc généralement comprise entre 280°C et 350°C, de préférence entre 300°C et 340°C et de manière très préférée entre 300°C et 330°C.

On profite alors de cette élévation de température pour distiller un maximum de naphta dans le stripeur de façon à envoyer vers la colonne de fractionnement principale des composés dont la température d'ébullition est généralement supérieure à environ 100°C. L'absence de composés légers dans la colonne sous vide permet ainsi d'obtenir la condensation complète du produit de tte avec à un vide très modérée (par exemple 0,1 à 0,5 bar abs).

Tout autre mode d'apport de la chaleur complémentaire autre qu'un four peut toutefois tre envisagé dans le procédé selon l'invention, en particulier ceux connus de l'homme du métier, tel que par exemple un échangeur de chaleur supplémentaire.

Dans le procédé selon l'invention, la température du système de vide est généralement gouvernée par la température de condensation de l'eau provenant de la vapeur de stripage de la colonne. La condensation complète des hydrocarbures et de la vapeur d'eau permet d'utiliser un système de vide très simple et peu consommateur d'énergie.

Au niveau énergétique ce procédé permet donc de gagner le plus souvent environ les 2/3 de la consommation énergétique du four utilisé dans les procédés de l'art antérieur. Le 1/3 restant est reporté sur le four de la boucle réactionnelle.

Au niveau équipement ce procédé permet d'économiser le four ainsi que de nombreux échangeurs de refroidissement habituellement nécessaires avant recueil des produits issus du procédé. La colonne sous vide opère sous un vide modéré, c'est-à-dire généralement compris entre 0,05 bar et 0,95 bar en zone de flash (1 bar = 0, 1 MPa). Ces opérations sous vide n'induisent donc pas de surcoût important. Une autre simplification notable est la possibilité préférée de supprimer les stripeurs latéraux de cette colonne, car l'extraction d'une grande quantité de naphta dans le stripeur permet d'obtenir des coupes kérosène et gazole présentant la bonne spécification de point éclair, généralement compris entre 50 et 70 °C.

La Figure 1 décrit un des modes de réalisation possible du procédé selon l'invention. Ce mode de réalisation est particulièrement bien adapté au cas ou la conversion de la charge dans la section réactionnelle d'hydrodésulfuration est limitée inférieure à 50% (c'est-à-dire que moins de 50% poids de la charge est convertie dans cette section), de préférence inférieure à 30%.

La charge, par exemple un gazole sous vide comprenant des hydrocarbures avec des points d'ébullition compris entre 370 et 565°C, est alimenté via la ligne 1. L'hydrogène, de préférence en excès par rapport à la charge, est alimenté via la ligne 3 et le compresseur 4 puis la ligne 5, et mélangé avec la charge 1 avant d'tre admis dans un échangeur charge-effluent (6) via la ligne 2.

L'échangeur 6 permet de préchauffer la charge au moyen de l'effluent du réacteur d'hydrodésulfuration 10. Après cet échange, la charge est amenée via la ligne 7 dans un four permettant d'atteindre le niveau de température nécessaire à la réaction d'hydrodésulfuration, puis la charge chaude est envoyée, via la ligne 9, dans la section d'hydrodésulfuration 10, constituée par au moins un réacteur d'hydrodésulfuration comprenant au moins un catalyseur d'hydrodésulfuration.

L'effluent du réacteur 10 est envoyé ensuite vers l'échangeur 6, puis via la ligne 12 vers le ballon séparateur 13. Une fraction gazeuse est séparée dans ce ballon et récupérée via la ligne 14. La fraction liquide désulfurée est récupérée en fond via la ligne 27. Ladite fraction gazeuse comprend de l'hydrogène n'ayant pas réagit, l'hydrogène sulfuré (H2S) formé lors de la réaction, ainsi que généralement des hydrocarbures légers issus de la conversion des hydrocarbures de la charge dans la section réactionnelle d'hydrodésulfuration. Après refroidissement dans un échangeur 15 et un aérocondenseur 17, cette fraction est amenée, via la ligne 18, dans un ballon de flash permettant à la fois de réaliser une séparation gaz-liquide et une décantation de la phase liquide aqueuse. La phase hydrocarbonée liquide est recyclée via les lignes 20 et 26 vers l'effluent liquide issu du ballon 13 et mélangée à cet effluent liquide avant d'tre envoyée via la ligne 28 vers la colonne de stripage (stripeur) 29.

La fraction gazeuse issu du ballon de flash 19 est envoyée via la ligne 21 vers un absorbeur aux amines ou une colonne de lavage 22 permettant d'éliminer au moins une partie de l'H2S, puis la fraction gazeuse contenant de l'hydrogène est recyclée via les lignes 23 et 25 vers le réacteur d'hydrodésulfuration, après compression au moyen du compresseur 24 et mélange avec la charge 1.

Le stripeur 29 est alimenté de préférence par de la vapeur de stripage via la ligne 32. En tte du stripeur, on récupère une fraction gazeuse (généralement appelée gaz acide) via la ligne 30 et via la ligne 31 un naphta présentant un point d'ébullition final le plus souvent supérieur à 100°C. Le liquide récupéré en fond de stripeur via la ligne 33 est envoyé via la colonne de fractionnement 34, sans qu'il soit nécessaire de le réchauffer dans un four ou un échangeur.

La colonne de fractionnement 34 est opérée sous vide. Il s'agit généralement d'un vide modéré (par exemple environ 0,25 bar en zone de flash). Le fonctionnement de la colonne sous un vide modéré permet de réduire considérablement la chaleur à apporter à la charge de cette colonne pour vaporiser la fraction présentant un point d'ébullition inférieur à 370°C. La chaleur complémentaire est préférentiellement apportée par une augmentation de la température du ballon séparateur chaud (13) relativement modérée par rapport à la pratique courante (par exemple environ 310°C au lieu de 270°C). Cette colonne sous vide est également alimentée par de la vapeur de stripage via la ligne 44.

La fraction de tte récupérée via la ligne 35 est essentiellement exempte de produits légers et après refroidissement via l'aérocondenseur 36, cette fraction peut tre aisément condensée sous un vide modéré : environ 0,1 à 0,7 bar abs, de préférence environ 0,1 à 0,5 bar absolu (1 bar = 0,1 MPa). On pourra par exemple opérer avec une température en sortie de l'aérocondenseur (36) de 52°C soit 0,14 bar de tension de vapeur de l'eau.

Dans la section de séparation et de maintien du vide 37 dont les détails ne sont pas représentés car ils sont connus de l'homme du métier, il est possible de séparer une fraction liquide aqueuse et une fraction hydrocarbonée que l'on ne désire pas récupérer via la ligne 38. Le produit obtenu ligne 38 est par exemple constitué de coupes naphta et/ou kérosène et/ou gazole présentant un point d'ébullition initial supérieur à 100°C. Ladite section 37 comprend également les équipements permettant de générer un vide partiel et de le maintenir dans la colonne, tout équipement connu de l'homme du métier peut tre utilisé, par exemple un éjecteur et un condenseur ou une pompe à vide.

La fraction intermédiaire issue de la colonne de fractionnement via la ligne 39 est refroidie par exemple au moyen d'un échangeur (40) et d'un aérocondenseur (42), puis récupérée via la ligne 43. Il s'agit par exemple d'une coupe gazole présentant un point d'ébullition final inférieur à 370°C.

La fraction lourde issue de la colonne de fractionnement via la ligne 45 est également refroidie au moyen par exemple de l'échangeur 46 et de l'aérocondenseur 48. La fraction ainsi obtenu via la ligne 49 est un gazole sous vide hydrotraité présentant des points de coupe voisins de la charge initiale (par exemple des points d'ébullition initiaux et finaux de 370°C et 565°C respectivement).

Selon un autre mode de fonctionnement préféré, il est possible de récupérer via la ligne 38 une fraction allant du naphta au gazole léger (par exemple présentant un point final d'ébullition inférieur à 370°C), et via la ligne 49 une fraction gazole lourd complémentaire (par exemple présentant un point initial d'ébullition supérieur à 370°C). Dans ce cas, la colonne de fractionnement ne comprend pas de fractionnement intermédiaire et les lignes 39 à 43 sont absentes.