EP1436362A1 - Procede d'hydrodesulfuration comprenant une section de stripage et une section de fractionnement sous vide - Google Patents

Procede d'hydrodesulfuration comprenant une section de stripage et une section de fractionnement sous vide

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EP1436362A1
EP1436362A1 EP02774912A EP02774912A EP1436362A1 EP 1436362 A1 EP1436362 A1 EP 1436362A1 EP 02774912 A EP02774912 A EP 02774912A EP 02774912 A EP02774912 A EP 02774912A EP 1436362 A1 EP1436362 A1 EP 1436362A1
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EP
European Patent Office
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section
hydrodesulfurization
fractionation
stripping
fraction
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EP1436362B1 (fr
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Renaud Galeazzi
Alain Dunet
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IFP Energies Nouvelles IFPEN
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    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/06—Gasoil

Definitions

  • Conventional hydrodesulfurization processes for gas oils or vacuum distillates include an oven generally located between the H2S stripper and the main fractionation column.
  • This oven makes it possible to raise the temperatures after stripping and to obtain effective fractionation in the fractionation column located downstream.
  • the presence of this oven generates significant energy consumption and represents a significant investment and operating cost both in absolute terms and in relation to the whole process.
  • the present invention relates to a process for hydrodesulfurization of diesel or vacuum distillate, preferably of vacuum diesel and / or vacuum distillates, comprising at least one hydrodesulfurization reaction section, at least one stripping section and at least a fractionation section in which the main fractionation column is operated under a moderate vacuum.
  • the method according to the invention makes it possible to reduce the amount of heat to be supplied to the load of the fractionation section and therefore to operate said section at moderate temperature levels.
  • the process according to the invention therefore makes it possible to desulfurize a gas oil and or a vacuum distillate without it being necessary to set up an oven between the stripping section and the fractionation section, which represents a significant economic advantage compared to prior art methods.
  • the present invention relates to a process and an installation for hydrodesulfurization of diesel or vacuum distillate, preferably of vacuum diesel and / or vacuum distillates, comprising at least one hydrodesulfurization reaction section, at least one stripping section and at least one fractionation section in which the main fractionation column is operated under a moderate vacuum.
  • the installation according to the invention also comprises a hot separator tank.
  • the hydrodesulfurization reaction section can comprise one or more reactors arranged in series or in parallel, for example two reactors arranged in series.
  • Each reactor in the reaction section comprises at least one bed of catalyst.
  • the catalyst can be used in a fixed bed or in an expanded bed, or even in a bed bubbly. In the case of a catalyst used in a fixed bed, it is possible to have several catalyst beds in at least one reactor.
  • Any catalyst known to a person skilled in the art can be used in the process according to the invention, for example a catalyst comprising at least one element chosen from the elements of Group VIII of the periodic table (groups 8, 9 and 10 of the new periodic classification) and possibly at least one element chosen from the elements of Group VIB of the periodic classification (group 6 of the new periodic classification).
  • the temperature is typically between about 200 and about 460 ° C.
  • the total pressure is typically between approximately 1 MPa and approximately 20 MPa, generally between 2 and 20 MPa, preferably between 2.5 and 18 MPa, and very preferably between 3 and 18 MPa.
  • the overall hourly space velocity of liquid charge for each catalytic step is typically between approximately 0.1 and approximately 12, and generally between approximately 0.4 and approximately 10.
  • the purity of the hydrogen used in the process according to the invention is typically between 50 and 99.9.
  • the amount of hydrogen relative to the liquid charge is typically between about 50 and about 1200 Nm3 / m3.
  • the fractionation and stripping sections can be equipped with any type of stripping column at any pressure or fractionation under moderate vacuum known to those skilled in the art.
  • the stripping can be carried out by means of any stripping gas such as for example a gas containing hydrogen or steam.
  • a gas containing hydrogen or steam Preferably, steam is used to carry out said stripping.
  • the vacuum column is also preferably supplied with any stripping gas, preferably steam.
  • the additional heat necessary for this vaporization can possibly be provided by the increase in the temperature of said separator tank compared to current practice which corresponds to a temperature generally between 240 ° C and 280 ° C. Generally, this increase is less than 60 ° C, preferably less than 50 ° C, more preferably less than 40 ° C.
  • This operating mode also differs notably from that of the prior art in which the temperature of the hot flask is fixed for the operation of the H2S stripper column.
  • the temperature of said separator flask when the latter is present, is therefore generally between 280 ° C and 350 ° C, preferably between 300 ° C and 340 ° C and very preferably between 300 ° C and 330 ° C.
  • the temperature of the vacuum system is generally governed by the condensation temperature of the water coming from the stripping vapor from the column.
  • the complete condensation of hydrocarbons and water vapor makes it possible to use a very simple vacuum system which consumes little energy.
  • this process therefore generally makes it possible to save around 2/3 of the energy consumption of the oven used in the processes of the prior art. The remaining 1/3 is transferred to the furnace of the reaction loop.
  • this process saves the oven as well as many of the cooling exchangers usually required before collecting products from the process.
  • Another notable simplification is the preferred possibility of removing the lateral strippers from this column, since the extraction of a large quantity of naphtha in the stripper provides kerosene and diesel fuel cuts with the correct flash point specification, generally between 50 and 70 ° C.
  • Figure 1 describes one of the possible embodiments of the method according to the invention. This embodiment is particularly well suited to the case where the conversion of the feedstock in the hydrodesulfurization reaction section is limited to less than 50% (that is to say that less than 50% by weight of the feedstock is converted in this section), preferably less than 30%.
  • the feed for example a vacuum gas oil comprising hydrocarbons with boiling points between 370 and 565 ° C
  • the hydrogen preferably in excess relative to the load, is supplied via line 3 and the compressor 4 then line 5, and mixed with the load 1 before being admitted into a charge-effluent exchanger (6) via line 2.
  • the exchanger 6 makes it possible to preheat the load by means of Peffluent from the hydrodesulfurization reactor 10. After this exchange, the charge is brought via line 7 into an oven making it possible to reach the temperature level necessary for the hydrodesulfurization reaction, then the hot charge is sent, via line 9, in the hydrodesulfurization section 10, consisting of at least one hydrodesulfurization reactor comprising at least one hydrodesulfurization catalyst.
  • the effluent from reactor 10 is then sent to exchanger 6, then via line 12 to the separator flask 13.
  • a gaseous fraction is separated in this flask and recovered via line 14.
  • the desulfurized liquid fraction is recovered at the bottom via line 27.
  • Said gaseous fraction comprises unreacted hydrogen, hydrogen sulphide (H2S) formed during the reaction, as well as generally light hydrocarbons resulting from the conversion of hydrocarbons from the feed into the reaction section hydrodesulfurization.
  • H2S hydrogen sulphide
  • the liquid hydrocarbon phase is recycled via lines 20 and 26 to the liquid effluent from the flask 13 and mixed with this liquid effluent before being sent via line 28 to the stripping column (stripper) 29.
  • the gaseous fraction from the flash balloon 19 is sent via line 21 to an amine absorber or a washing column 22 making it possible to remove at least part of I ⁇ 2S, then the gaseous fraction containing hydrogen is recycled via the lines 23 and 25 to the hydrodesulfurization reactor, after compression by means of compressor 24 and mixing with feed 1.
  • the stripper 29 is preferably supplied with stripping steam via line 32.
  • a gaseous fraction (generally called acid gas) is recovered via line 30 and via line 31 a naphtha having a final boiling point usually more than 100 ° C.
  • the liquid recovered at the bottom of the stripper via line 33 is sent via the fractionation column 34, without it being necessary to reheat it in an oven or an exchanger.
  • the fractionation column 34 is operated under vacuum. This is generally a moderate vacuum (for example around 0.25 bar in the flash zone). The operation of the column under a moderate vacuum makes it possible to considerably reduce the heat to be supplied to the charge of this column to vaporize the fraction having a boiling point below 370 ° C.
  • the additional heat is preferably provided by an increase in the temperature of the hot separator tank (13) relatively moderate compared to current practice (for example around 310 ° C instead of 270 ° C).
  • This vacuum column is also supplied with stripping steam via line 44.
  • the vacuum separation and maintenance section 37 In the vacuum separation and maintenance section 37, the details of which are not shown since they are known to a person skilled in the art, it is possible to separate an aqueous liquid fraction and a hydrocarbon fraction which it is not desired to recover. via line 38.
  • the product obtained line 38 consists for example of naphtha and / or kerosene and / or diesel cuts having an initial boiling point greater than 100 ° C.
  • Said section 37 also includes the equipment making it possible to generate a partial vacuum and to maintain it in the column, any equipment known to those skilled in the art can be used, for example an ejector and a condenser or a vacuum pump.
  • the intermediate fraction from the fractionation column via line 39 is cooled for example by means of an exchanger (40) and an air condenser (42), then recovered via line 43.
  • This is for example of a diesel cut having a final boiling point below 370 ° C.
  • the heavy fraction from the fractionation column via line 45 is also cooled by means, for example, of the exchanger 46 and the air condenser 48.
  • the fraction thus obtained via line 49 is a hydrotreated vacuum diesel fuel having points of cuts close to the initial charge (for example initial and final boiling points of 370 ° C and 565 ° C respectively).

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Description

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 distillât 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 distillât 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 distillât 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 être mis en œuvre en lit fixe ou en lit expansé, ou encore en lit bouillonnant. Dans le cas d'un catalyseur mis en œuvre 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 être 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 être 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 être 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 être 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'ebullition 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 tête 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 être 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'ebullition 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'être admis dans un échangeur charge-effluent (6) via la ligne 2. L'échangeur 6 permet de préchauffer la charge au moyen de Peffluent 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'être 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 aminés ou une colonne de lavage 22 permettant d'éliminer au moins une partie de IΗ2S, 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 tête 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'ebullition 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'ebullition 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 tête récupérée via la ligne 35 est essentiellement exempte de produits légers et après refroidissement via l'aérocondenseur 36, cette fraction peut être 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'ebullition 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 être 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'ebullition 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'ebullition 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'ebullition inférieur à 370°C), et via la ligne 49 une fraction gazole lourd complémentaire (par exemple présentant un point initial d'ebullition 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.

Claims

REVENDICATIONS :
1. Installation d'hydrodésulfuration de gazole ou de distillât sous vide, comprenant au moins une section réactionnelle d'hydrodésulfuration (10), au moins une section de stripage (29), au moins une section de fractionnement (34) dans lequel ladite section de fractionnement comprend au moins une colonne de fractionnement opérée sous un vide modéré, ladite installation comprenant en outre un ballon séparateur (13) situé entre la section réactionnelle d'hydrodésulfuration (10) et la section de stripage (29), et un ballon de flash (19) permettant à la fois de réaliser une séparation gaz-liquide et une décantation de la phase liquide aqueuse, la phase hydrocarbonée liquide (20) étant recyclée et mélangée avec l'effluent liquide issu du ballon (13) via l'échangeur (6), et la phase gazeuse (21) issue dudit ballon étant recyclée vers la section réactionnelle d'hydrodésulfuration (10).
2. Installation selon la revendication 1 dans laquelle ladite section de fractionnement permet de séparer l'effluent liquide désulfuré issu de la section de stripage en au moins 2 fractions : une fraction allant du naphta au gazole léger et une fraction gazole lourd.
3. Installation selon la revendication 1 dans laquelle la section de fractionnement permet de séparer l'effluent liquide désulfuré issu de la section de stripage en au moins 3 fractions : une fraction allant du naphta au kérosène présentant un point final d'ebullition compris entre environ 160°C et environ 180°C, une fraction gazole léger présentant un point final d'ebullition compris entre environ 350°C et environ 380°C et une fraction gazole lourd présentant un point initial d'ebullition compris entre environ 350°C et environ 370°C.
4. Installation selon l'une des revendications 1 à 3 dans laquelle la section réactionnelle comprend 2 réacteurs d'hydrodésulfuration en série.
5. Installation d'hydrodésulfuration de gazole ou de distillât sous vide comprenant : une section d'hydrodésulfuration comprenant au moins un réacteur d'hydrodésulfuration, au moins une alimentation (1 ,2) de ladite section réactionnelle d'hydrodésulfuration avec la charge,
- au moins une alimentation (3,5,2) de ladite section d'hydrodésulfuration par un gaz comprenant de l'hydrogène, un échangeur charge-effluent (6) qui permet de préchauffer la charge au moyen de l'effluent du réacteur d'hydrodésulfuration,
- au moins un four (8) situé de préférence situé en amont de ladite section d'hydrodésulfuration, - au moins un ballon séparateur (13) situé en aval de la section d'hydrodésulfuration et permettant de séparer l'effluent issu de ladite section en une fraction gazeuse (14) et une fraction liquide désulfurée (27),
- au moins une colonne de stripage (29) alimentée par ladite fraction liquide désulfurée (27,28) et par de la vapeur de stripage (32),
- au moins une colonne de fractionnement (34) alimentée par la fraction liquide (33) issue de la colonne de stripage (32), et éventuellement par de la vapeur de stripage (44),
- au moins une section de génération et de maintien du vide (37).
6. Installation selon la revendication 4 ou 5 comprenant en outre un moyen d'élimination (22) d'au moins une partie de l'H2S formé dans la section d'hydrodésulfuration et présent dans ladite phase gazeuse.
7. Installation selon la revendication 6 dans laquelle ledit moyen d'élimination (22) est un absorbeur aux aminés ou une colonne de lavage (22) .
8. Procédé d'hydrodésulfuration mis en œuvre dans l'installation selon l'une des revendications 1 à 7.
9. Procédé d'hydrodésulfuration mis en œuvre dans l'installation selon l'une des revendications 1 à 7 dans lequel ledit ballon séparateur chaud est opéré à une température comprise entre 280°C et 350°C.
10. Procédé d'hydrodésulfuration mis en œuvre dans l'installation selon l'une des revendications 1 à 7 dans lequel ledit ballon séparateur chaud est opéré à une température comprise entre 300°C et 330°C.
11. Procédé d'hydrodésulfuration selon l'une des revendications 8 à 10 dans lequel la section de fractionnement comprend une colonne de fractionnement opérée à une pression comprise entre 0,05 et 0,95 bar.
12. Procédé d'hydrodésulfuration selon l'une des revendications 8 à 11 dans lequel la section de fractionnement comprend une colonne de fractionnement opérée à une pression comprise entre 0,15 et 0,5 bar.
13. Procédé d'hydrodésulfuration selon l'une des revendications 8 à 12 dans lequel la section réactionnelle d'hydrodésulfuration comprend au moins un réacteur chargé avec au moins un catalyseur d'hydrodésulfuration.
4. Procédé selon la revendication 13 dans lequel ledit catalyseur comprend au moins un lément choisi parmi les éléments du Groupe VIII et les éléments du Groupe VI B de la classification périodique.
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