EP3344732A1 - Procédé de distillation sous vide d'une charge d'hydrocarbures et installation associée - Google Patents

Procédé de distillation sous vide d'une charge d'hydrocarbures et installation associée

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EP3344732A1
EP3344732A1 EP16759779.8A EP16759779A EP3344732A1 EP 3344732 A1 EP3344732 A1 EP 3344732A1 EP 16759779 A EP16759779 A EP 16759779A EP 3344732 A1 EP3344732 A1 EP 3344732A1
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EP
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stream
vacuum distillation
distillation column
heat exchanger
fluid
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EP16759779.8A
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EP3344732B1 (fr
Inventor
Patrick COTTIN
Helene PITARD
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Technip Energies France SAS
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Technip France SAS
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Publication date
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Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G7/00—Distillation of hydrocarbon oils
    • C10G7/06—Vacuum distillation

Definitions

  • the present invention relates to a process for vacuum distillation of a hydrocarbon feed, comprising the following steps:
  • Such a process is intended in particular for the distillation of a hydrocarbon feedstock comprising heavy compounds having high boiling points.
  • the process is intended for the distillation of a feed resulting from the atmospheric distillation of crude oil.
  • Crude oil refining generally includes atmospheric distillation in which temperatures are maintained below 370 ° C - 380 ° C to prevent high molecular weight components from thermal cracking and form petroleum coke.
  • This oil is then distilled under vacuum to recover valuable distillates.
  • the vacuum distillation is operated at very low pressures generally between 13 mbar and 133 mbar (10 mmHg to 100 mmHg), to limit the exit temperature of the oven and consequently limit the risk of cracking and coke formation by lowering the required exit temperatures.
  • a vacuum generation unit comprising several stages of steam jet ejectors installed in series. These ejectors require a significant consumption of driving steam.
  • a steam-based exhaust stream is introduced into the distillation column under the feed at the bottom of the distillation column. This depletion flow is recovered at the top of the column in the form of steam, mixed with the residual hydrocarbons, and then condensed before being treated in a downstream unit.
  • An object of the invention is to obtain a vacuum distillation process which has a decreased utility consumption and a reduction in the size of certain equipment, while maintaining at least as good separation performance.
  • the method according to the invention comprises one or more of the following characteristics, taken in isolation or in any technically possible combination:
  • the depletion fluid recycle stream forming at least a portion of the depletion fluid stream
  • the depletion fluid consists entirely of a make-up stream, no stream coming from the liquid stream being recycled into the flow of depletion fluid introduced into the vacuum distillation column; it comprises the introduction of the heated exhaust fluid stream into the vacuum distillation column at a level below the feed introduction level;
  • the condensation step of the overhead stream is carried out in a first downstream heat exchanger, advantageously a plate heat exchanger, in particular with a low pressure drop, the first downstream heat exchanger being arranged in the distillation column; under vacuum or outside the vacuum distillation column;
  • the condensation step of the overhead stream is carried out in a first downstream heat exchanger, advantageously a plate heat exchanger, in particular at a low pressure drop, the process comprising a step of passing the gas stream from the first downstream heat exchanger in a second downstream heat exchanger, to obtain an additional condensate;
  • the step of passing the gas stream through the second downstream heat exchanger comprises spraying a liquid hydrocarbon stream into the gas stream;
  • the step of passing the gas stream into a vacuum generating unit comprises introducing the gas stream into at least one steam ejector, to form an ejected stream, and partially condensing the ejected stream produced by each steam ejector in a condenser;
  • recovered at the bottom of the vacuum distillation column is greater than 80 kg of depletion fluid per 1000 kg of net bottom stream recovered at the bottom of the vacuum distillation column and is in particular between 80 kg and 800 kg of fluid depletion per 1000 kg of net bottom stream recovered at the bottom of the vacuum distillation column;
  • the invention also relates to a vacuum distillation plant, comprising:
  • a vacuum generation unit a gas flow passage assembly in the vacuum generation unit and a recovery assembly of at least one condensate and a gaseous fraction of combustible gas produced in the generation unit. vacuum from the gas stream;
  • the depletion fluid having a weighted average boiling temperature of from 150 ° C to 250 ° C.
  • the installation according to the invention comprises one or more of the following characteristics, taken in isolation or in any technically possible combination:
  • depletion fluid recycling element it comprises a depletion fluid recycling element, the installation comprising a formation assembly of the depletion fluid stream at least partly from the depletion fluid recycling element;
  • the condensing unit of the column top stream comprises a first downstream heat exchanger, advantageously a plate exchanger, preferably with low losses, placed in the vacuum distillation column or installed outside the column; vacuum distillation;
  • a first downstream heat exchanger advantageously a plate exchanger, preferably with low losses, placed in the vacuum distillation column or installed outside the column; vacuum distillation;
  • the condensing unit of the column top stream comprises a first downstream heat exchanger, advantageously a plate heat exchanger, preferably with a low pressure drop, and a second downstream heat exchanger, the plant comprising a flow passage assembly; gas in the second downstream heat exchanger, to obtain additional condensate.
  • FIG. 1 is a block diagram of a first vacuum distillation plant, for the implementation of a first method according to the invention
  • FIG. 2 is a view similar to FIG. 1, of a second vacuum distillation installation intended for the implementation of a second method according to the invention
  • FIG. 3 is a view similar to FIG. 1, of a third vacuum distillation installation intended for the implementation of a third method according to the invention.
  • FIG. 10 A first installation 10 according to the invention is illustrated in FIG. This installation 10 is intended for the implementation of a first method according to the invention, for the vacuum distillation of a charge 12.
  • the installation 10 comprises a furnace 14 for heating the charge 12 and a depletion fluid, a vacuum distillation column 16, and bottom heat exchangers 18.
  • the installation 10 further comprises lateral withdrawals 20, 22, 24, and, associated respectively with each lateral withdrawal 20, 22, 24, respective heat exchangers 26, 28 and 30.
  • the installation 10 includes other types of vacuum distillation arrangements (withdrawal number 20, 22, 24 variables, number of variable packing beds 43, number of variable packing beds 41).
  • the installation 10 comprises a downstream heat exchanger 32, a vacuum generation unit 34, and a condensate recovery capacity 36.
  • the installation 10 comprises an optional downstream separator 38 for recovering the depletion fluid and a pump 40 for recycling the depletion fluid.
  • the vacuum distillation column 16 has a first packing bed 43 whose role is to ensure a heat exchange over each rack 20, 22, 24, and whose liquid feed is provided by a first diffuser 44.
  • the vacuum distillation column 16 has, below each withdrawal 20, 22, 24, a second bed 41 of packing, whose role is to ensure a fractionation and whose feeding is provided by a second liquid diffuser 42.
  • the heat exchangers 26 and 28 are heat exchangers making it possible to cool part of the withdrawals 58 and 64.
  • the downstream heat exchanger 32 is a water exchanger, supplied with a flow of water at ambient temperature.
  • the heat exchangers 30 are heat exchangers with air.
  • the vacuum generation unit 34 comprises a plurality of steam jet ejectors 45, connected in series with each other, and for each ejector 45, a downstream water condenser 46. Depending on the desired vacuum level, the number of ejector stages in series may vary.
  • the unit 34 comprises three ejectors 45 in series and three condensers 46 interposed between the ejectors 45.
  • This charge 12 is for example a charge of liquid hydrocarbons, such as a residual oil charge from an atmospheric distillation.
  • the mass flow rate of the feed 12 is generally between 100 t / h and 1000 t / h.
  • the feedstock 12 originates either directly from the bottom of an atmospheric crude distillation column (generally of the order of 350.degree. C.) or from a storage tank (at a temperature for example of the order of 80.degree. C) after reheating to a temperature of the order of 300 ° C.
  • the charge 12 is first introduced into the furnace 14 to be heated and advantageously vaporized.
  • the temperature of the heated charge 50 at the outlet of the furnace 14 is generally between 380 ° C. and 420 ° C. depending on the desired distillation performance and the TBP cut point between the vacuum residue 79 and the vacuum distillate 20 (FIG.
  • TBP comes from "True Boiling Point", the English term meaning "true boiling point.”
  • the cutting points quoted represent the distilled fraction of crude at the indicated temperatures.
  • the partially vaporized charge 50 is then introduced into the vacuum distillation column 16 at a level N1 located in the flash zone above the bottom of the vacuum distillation column 16.
  • a depletion fluid stream 52 consisting of hydrocarbons having a mean average boiling point (in English or Tmav) temperature between 150 ° C and 250 ° C ( typically of the order of 200 ° C), is introduced into the furnace 14 to be heated and advantageously vaporized.
  • Tmav is defined in the "Databook on hydrocarbons” written by JB Maxwell under the expression "mean average boiling point”. The calculation of the temperature Tmav according to the method of JB Maxwell is also detailed in Pierre Wuithier's book “Le Pperile - Refining et Goue Chimique", Volume 1.
  • a kerosene obtained from an atmospheric crude distillation having an initial TBP cut point of between 145 ° C. and 180 ° C. and a final TBP cut point of between 220 ° C. and 250 ° C. advantageously constitutes the depletion fluid.
  • the depletion fluid 52 is completely vaporized and superheated before being introduced at the bottom of column 16. Part of this depletion fluid is injected in liquid form into the vacuum oven radiation beam as an accelerating fluid in order to limit the film temperatures in the tubes.
  • the superheated depletion fluid stream 54 is introduced into the vacuum distillation column 16 at a level N2 located below the last plateau of a depletion zone 56 of the vacuum distillation column 16.
  • the heated exhaust fluid stream 54 rises through the trays of the depletion zone 56 between the N1 and N2 levels and vaporizes the lighter fractions of the vacuum residue.
  • the vacuum level at the top of the column is advantageously between 13 mbar and 40 mbar (10 mmHg and 30 mmHg), here substantially around 27 mbar (20 mmHg).
  • a first stream 58 of heavy vacuum distillate (“HVGO” or “Heavy Vacuum Gas Oil” in English) is taken laterally at a first withdrawal 20 at a lower level N3 located above the level N1.
  • a first fraction 60 of the vacuum heavy distillate stream 58 is reintroduced into the column 16 through the second diffuser 42 associated with the withdrawal 20.
  • the remainder of the vacuum heavy distillate stream 58 passes into a heat exchanger 26 and a second fraction 62 the heavy distillate stream 58 from the heat exchanger 26 is reintroduced into the vacuum distillation column 16, through the first diffuser 44 associated with the withdrawal 20.
  • the remainder of the stream is the production of 180 heavy vacuum distillate from unit.
  • a second stream 64 of optional mean vacuum distillate (“MVGO” or “Medium Vacuum Gas Oil” in English) is taken at a second rack 22 at an average level N4 above the level N3.
  • a first fraction 66 of the optional vacuum middle distillate stream 64 is reintroduced into the vacuum distillation column 16 through the second diffuser 42 associated with the second withdrawal 22.
  • the remainder of the average vacuum distillate stream 64 passes through a heat exchanger 28.
  • a second optional fraction 64 of the average vacuum distillate stream 64 from the heat exchanger 28 is reintroduced into the vacuum distillation column 16, through the first diffuser 44 of the second withdrawal 22.
  • the remainder of the current is the production of 170 mean vacuum distillate from the unit.
  • a third stream 70 of light vacuum distillate (“LVGO” or “Light Vacuum Gas Oil” in English) is taken at a third withdrawal 24 at a high level N5 located above the level N4, in the vicinity of the head of the vacuum distillation column 16.
  • a first fraction 72 of the light vacuum distillate stream 70 is reintroduced into the vacuum distillation column 16 through the second diffuser 42 associated with the third withdrawal 24.
  • the remainder of the stream 70 passes into an air exchanger 30.
  • a second fraction 74 of the light vacuum distillate stream 70 from the heat exchanger 30 is reintroduced into the distillation column 16, through the first diffuser 44 of the third withdrawal 24.
  • the remainder of the stream is the production 160 of light distillate under vacuum from the unit.
  • a bottom stream 79 is recovered at the bottom of the vacuum distillation column.
  • a top stream 80 is drawn at the top of the column, under the effect of the suction produced by the vacuum generating unit 34.
  • the overhead stream 80 has a pressure equal to the overhead operating pressure 16 and has a temperature generally between 60 ° C and 100 ° C.
  • the overhead stream 80 is then introduced into the downstream heat exchanger 32, to be partially condensed by heat exchange with the water circulating in the downstream heat exchanger 32.
  • the overhead stream 80 is thus separated into a gaseous flow of head 82 and a liquid foot flow 84.
  • the head gas stream 82 is fed to the vacuum generation unit 34. It is introduced into a first ejector 45 where it is driven by a driving steam flow 150. The mixture thus formed is introduced into the first condenser 46, to form a first condensate 86 and a first gas stream 88.
  • the first gas stream 88 is introduced successively into a second ejector 45, then into a second condenser 46, to form a second condensate 90 and a second gas stream 92.
  • the second gas stream 92 is then introduced into a third ejector 45, then into a third condenser 46, to form a third gas stream 94 of incondensable fuel gas and a third condensate 96 available at a pressure slightly above atmospheric pressure.
  • the condensates 86, 90, 96 are recovered in a capacity 36 and are separated into a stream of condensed hydrocarbons 98 and a stream of water to be treated 100.
  • the liquid foot stream 84 contains the majority of the depletion fluid introduced into the depletion fluid stream 52 at the bottom of the vacuum distillation column 16. In fact, the boiling point of the depletion fluid 52 is less than that of the vacuum light distillate stream 70 and is greater than that of water vapor.
  • the depletion fluid is however more easily condensable than water vapor. This makes it possible to operate the column at a low pressure, as described above.
  • the liquid foot flow 84 is introduced into the optional downstream separator 38 in equilibrium with the gas flow 82.
  • Fraction 1 12 contains the majority of the depletion fluid. It is pumped into the pump 40 to form a stream 1 14 for recycling the depletion fluid.
  • a purge stream 116 is withdrawn from the recycle stream 114 to reduce the amount of impurities and maintain a constant recycle current quality that is as close to the auxiliary depletion flow as possible. 18.
  • the purge stream 1 16 generally represents between 5% by weight and 20% by weight of the bottom fraction 1 12 introduced into the pump 40. In a variant, the process is carried out without recycling with total purge (the absence recycle flow rate being compensated by an additional flow rate 1 18).
  • the rest of the recycle stream 1 14 is returned to the furnace 14 to form, with a supply stream 1 18 exhaust fluid, the flow 52 of depletion fluid.
  • Collection of the purge stream 1 16 and the supply provided by the feed stream 1 18 can renew the depletion fluid circulating in the process according to the invention. This ensures the maintenance of a good quality of distillation, and a good ability to condense the depletion fluid, eliminating the slightest fractions possibly accumulated.
  • the flow rate of the depletion fluid stream 52 introduced into the distillation column 16 can be controlled by adjusting the respective flow rates of the purge stream 1 16 and the supply stream 1 18.
  • Table 1 illustrates the results obtained by numerical simulation for the first process according to the invention, in the context of the treatment of a hydrocarbon feedstock 12 with a mass flow rate of 666.7 t / h resulting from the distillation.
  • the depletion fluid is kerosene from of an atmospheric distillation having a TBP cut point 145 ° C-230 ° C, a molecular weight of 152 g / mol and a density at 15 ° C of 0.781.
  • the temperatures are higher at the top of column 16, which allows a higher flow temperature 74 than in a conventional scheme.
  • the viscosity of the stream 74 is then reduced, reducing the size of the first air heat exchanger 30.
  • the size of the downstream heat exchanger 32 is reduced because there is no more water vapor to condense.
  • a depletion fluid other than water vapor limits the amount of water to be treated 100 recovered in the capacity 36.
  • a portion 1 19 of the drive fluid stream 52 is derived in the load 12 before it passes into the furnace 14 or during this passage.
  • FIG. 2 A second installation 130 according to the invention is illustrated in FIG. 2.
  • the second installation 130 is intended for the implementation of a second vacuum distillation method according to the invention.
  • the downstream heat exchanger 32 of the second installation 130 is disposed directly in the distillation column 16, at the head of the column, above the upper bed 43 associated with the upper racking 30.
  • the downstream heat exchanger 32 is here a plate heat exchanger with low pressure drop (typically less than 7 mbar (5 mmHg), in particular of the order of 1 mbar (1 mmHg)).
  • the overhead vapors forming the overhead stream 80 from the distillation in the vacuum distillation column 16 enter the heat exchanger 32 within the vacuum distillation column 16. , by the top.
  • the overhead stream 80 condenses in the heat exchanger 32.
  • a gas stream 82 is extracted from the heat exchanger 32, to be fed to the vacuum generation unit 34 and a liquid foot stream 84 is recovered at the bottom of the heat exchanger 32, to be brought into the downstream separator 38.
  • the table below illustrates the results obtained for the second process according to the invention, in the context of the treatment of a hydrocarbon feedstock 12 of mass flow rate equal to 666.7 t / h, resulting from the atmospheric distillation of a rough type "OURAL".
  • the depletion fluid is kerosene from atmospheric distillation having a TBP cut point 145 ° C - 230 ° C, a molecular weight of 152 g / mol and a density at 15 ° C of 0.781.
  • the process illustrated in FIG. 2 has an even lower pressure at the head of the column, for example less than 27 mbar (20 mmHg), and especially between 13 mbar (10 mmHg). and 20 mbar (15 mmHg).
  • this diagram reduces the flow of depletion fluid 52 necessary, while maintaining a reduced heat exchange area in the downstream heat exchanger. 32, and in the exchangers 30.
  • the consumption of cooling water is furthermore further reduced, taking into account the lower amount of exhaustion fluid to be condensed in the heat exchanger 32.
  • the exchanger 32 is located outside the distillation column 16.
  • the performance of this variant is between the performance obtained with the installation shown in FIG. 1 and the performances obtained with the installation shown in FIG.
  • FIG. 3 A third installation 140 according to the invention is illustrated in FIG. 3. Unlike the second installation 130 shown in FIG. 2, the installation 140 comprises a second downstream heat exchanger 142 disposed downstream of the first downstream heat exchanger 32 situated in the vacuum distillation column 16. The second downstream heat exchanger 142 is disposed outside the vacuum distillation column 16, and receives the gas stream 82 from the first downstream heat exchanger 32.
  • the second downstream heat exchanger 142 is a plate heat exchanger with a low pressure drop (typically less than 7 mbar (5 mmHg), in particular of the order of 1.3 mbar (1 mmHg)). It is here provided with a ramp 143 for spraying a stream of liquid hydrocarbons 144, typically a stream coming from the atmospheric distillation plant.
  • the liquid hydrocarbon stream 144 is for example an atmospheric heavy distillate stream ("HAGO" or "Heavy Atmospheric Gas Oil").
  • the third method of vacuum distillation according to the invention differs from the second method in that the flow of the head 82 produced in the first downstream heat exchanger 32 is introduced into the second heat exchanger 142.
  • the flow head 82 is at least partially condensed on the one hand, thanks to the absorption generated by the introduction of the fluid 144, and secondly, by heat exchange with the water.
  • An additional condensate 146 is produced at the foot of the second downstream heat exchanger 142, the remainder of the gas stream 82 being introduced into the vacuum generation unit 34, as previously described.
  • the additional condensate is collected in the capacity 36.
  • the table below illustrates the results obtained for the third method according to the invention, in the context of the treatment of a hydrocarbon load of mass flow rate equal to 666.7 t / h resulting from the atmospheric distillation of a crude type "OURAL".
  • the depletion fluid is kerosene.
  • the third method according to the invention further reduces the steam consumption of the vacuum generation unit 34.
  • the overall fuel consumption in the process is further reduced, as well as the amount of water to be treated 100 produced.
  • the processes according to the invention considerably reduce the consumption of utilities, in particular cooling water and in steam, which reduces the operating costs of the installation, while maintaining a process for achieving ambitious performance of recovery rates of distillates under vacuum.
  • the supply flow rate 1 18 exhaust fluid can be controlled regardless of the nature and the flow rate of the load 12, and regardless of the flow rate of current recycling 14. The latter to provide the quantity and quality of depletion fluid 52 necessary for the distillation quality.
  • the quality of the depletion fluid 52 used consisting of a mixture of hydrocarbons having a weighted average boiling temperature (Tmav) between 150 ° C and 250 ° C advantageously between 190 ° C and 210 ° C is perfectly controlled in the process according to the invention.
  • Tmav weighted average boiling temperature
  • Such a fluid is optimal since it ensures an effective depletion of the charge 12, while being easily condensable at very low pressure at the top of the vacuum distillation column 16, and therefore recyclable through the liquid stream 1 14.
  • the fluid 52 has the advantage of being almost completely recovered in the overhead stream 80. This allows the recycling and avoids the extraction of depletion fluid 52 in the distillate streams 160, 170, 180, particularly in the stream 160 of light distillate under vacuum.
  • more than 95% by weight of the depletion fluid 52 introduced into the vacuum distillation column 16 is recovered from the vacuum distillation column 16 in the stream 1 12 via the overhead stream 80 after condensation.

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Abstract

Le procédé de distillation sous vide d'une charge (12) d'hydrocarbures comprend les étapes suivantes : - chauffage de la charge (12); - introduction de la charge (12) dans une zone de flash (N1 ) d'une colonne de distillation sous vide (16); - prélèvement d'au moins un courant de distillât (58, 64, 70) à un niveau intermédiaire (N3, N4, N5) de la colonne de distillation sous vide (16); - tirage, en tête de la colonne de distillation sous vide (16), d'un courant de tête de colonne (80); - condensation partielle du courant de tête de colonne (80) pour récupérer un flux liquide (84) et un flux gazeux (82); - passage du flux gazeux (82) dans une unité de génération de vide (34) et récupération d'au moins un condensât (86, 90, 96) et d'une fraction gazeuse de gaz incondensable (94). Il est caractérisé en ce que le procédé comporte l'introduction dans la colonne de distillation sous vide (16) d'un flux (52) d'un fluide d'épuisement de la charge (12), le fluide d'épuisement étant constitué d'un mélange d'hydrocarbures présentant une température moyenne d'ébullition pondérée (Tmav) comprise entre 150°C et 250°C avantageusement entre 190°C et 210°C.

Description

Procédé de distillation sous vide d'une charge d'hydrocarbures et installation associée
La présente invention concerne un procédé de distillation sous vide d'une charge d'hydrocarbures, comprenant les étapes suivantes :
- chauffage de la charge ;
- introduction de la charge dans une zone de flash d'une colonne de distillation sous vide ;
- prélèvement d'au moins un courant de distillât à un niveau intermédiaire de la colonne de distillation sous vide ;
- tirage, en tête de la colonne de distillation sous vide, d'un courant de tête de colonne ;
- condensation partielle du courant de tête de colonne pour récupérer un flux liquide et un flux gazeux ;
- passage du flux gazeux dans une unité de génération de vide et récupération d'au moins un condensât et d'une fraction gazeuse de gaz incondensable.
Un tel procédé est destiné notamment à la distillation d'une charge d'hydrocarbures comprenant des composés lourds, présentant des points d'ébullition élevés. En particulier, le procédé est destiné à la distillation d'une charge résultant de la distillation atmosphérique du pétrole brut.
Le raffinage du pétrole brut comprend généralement une distillation atmosphérique dans laquelle les températures sont maintenues inférieures à 370°C - 380 °C pour éviter que les composants de masse moléculaire élevée subissent un craquage thermique et forment du coke de pétrole.
La formation de coke est particulièrement indésirable et se traduit notamment par un encrassement des tubes dans le four servant à chauffer la charge de la colonne de distillation.
Du fait de la limitation de la température de chauffe, la distillation atmosphérique produit une huile résiduelle qui est recueillie à la partie inférieure de la colonne de distillation atmosphérique. Cette huile comporte des hydrocarbures qui présentent en général des points d'ébullition au-delà de 350 °C.
Cette huile est alors distillée sous vide pour récupérer des distillais valorisâmes. À cet effet, la distillation sous vide est opérée à des pressions très faibles généralement comprises entre 13 mbars et 133 mbars (10 mmHg à 100 mmHg), pour limiter la température de sortie du four et par voie de conséquence, limiter le risque de craquage et de formation de coke en abaissant les températures requises en sortie . Pour réaliser ce niveau de vide, il est connu d'utiliser une unité de génération de vide comprenant plusieurs étages d'éjecteurs à jet de vapeur installés en série. Ces éjecteurs requièrent une consommation significative de vapeur motrice.
Par ailleurs, à ce niveau de vide, la condensation des hydrocarbures légers et de la vapeur d'eau récupérés en tête de colonne nécessite une consommation très importante en eau de refroidissement.
Pour faciliter la distillation, un flux d'épuisement à base de vapeur d'eau est introduit dans la colonne de distillation sous la charge, au pied de la colonne de distillation. Ce flux d'épuisement est récupéré en tête de colonne sous forme de vapeur d'eau, mélangée aux hydrocarbures résiduels, puis condensé avant d'être traité dans une unité aval.
Enfin, le soutirage le plus élevé dans la colonne où sont prélevées les huiles légères de distillation sous vide a une viscosité non négligeable à température ambiante, ce qui est pénalisant pour le dimensionnement des échangeurs à air.
Un but de l'invention est d'obtenir un procédé de distillation sous vide qui présente une consommation en utilités diminuée et une réduction de la taille de certains équipements, tout en conservant des performances au moins aussi bonnes de séparation.
A cet effet, l'invention a pour objet un procédé du type précité caractérisé en ce que le procédé comporte l'introduction dans la colonne de distillation sous vide d'un flux d'un fluide d'épuisement de la charge, le fluide d'épuisement étant constitué d'un mélange d'hydrocarbures présentant une température moyenne d'ébullition pondérée comprise entre 150°C et 250°C, avantageusement entre 190°C et 210°C.
Suivant des modes particuliers de réalisation, le procédé selon l'invention comprend l'une ou plusieurs des caractéristiques suivantes, prise(s) isolément ou suivant toute combinaison techniquement possible :
- le fluide d'épuisement est constitué de kérosène ;
- il comprend une étape de formation d'un courant de recyclage du fluide d'épuisement, à partir du flux liquide ;
-il comprend le prélèvement, dans le courant de recyclage du fluide d'épuisement, d'un courant de purge d'une partie du fluide d'épuisement, et l'introduction, en aval du prélèvement du courant de purge, d'un courant d'appoint en fluide d'épuisement, le courant de recyclage du fluide d'épuisement formant au moins une partie du flux de fluide d'épuisement ;
- le fluide d'épuisement est constitué en totalité d'un courant d'appoint, aucun courant issu du flux liquide n'étant recyclé dans le flux de fluide d'épuisement introduit dans la colonne de distillation sous vide ; - il comprend l'introduction du flux de fluide d'épuisement réchauffé dans la colonne de distillation sous vide, à un niveau situé en dessous du niveau d'introduction de la charge ;
- il comprend la dérivation d'une partie du flux de fluide d'épuisement, avant son introduction dans la colonne de distillation sous vide, et son introduction dans la charge ;
- l'étape de condensation du courant de tête de colonne est mise en œuvre dans un premier échangeur thermique aval, avantageusement un échangeur thermique à plaques, en particulier à faible perte de charge, le premier échangeur thermique aval étant disposé dans la colonne de distillation sous vide ou à l'extérieur de la colonne de distillation sous vide ;
- l'étape de condensation du courant de tête de colonne est mise en œuvre dans un premier échangeur thermique aval, avantageusement un échangeur thermique à plaques, en particulier à faible perte de charge, le procédé comprenant une étape de passage du flux gazeux issu du premier échangeur thermique aval dans un deuxième échangeur thermique aval, pour obtenir un condensât additionnel ;
- l'étape de passage du flux gazeux dans le deuxième échangeur thermique aval comporte une pulvérisation d'un courant d'hydrocarbures liquides dans le flux gazeux ;
- il comprend une étape de récupération du ou de chaque condensât dans une capacité et la récupération dans la capacité d'un courant d'eau à traiter et d'un courant d'hydrocarbures récupérés ;
- l'étape de passage du flux gazeux dans une unité de génération de vide comporte l'introduction du flux gazeux dans au moins un éjecteur à vapeur, pour former un courant éjecté, et la condensation partielle du courant éjecté produit par chaque éjecteur à vapeur dans un condenseur ;
- il comprend la récupération d'un courant de fond net en bas de la colonne de distillation sous vide, le rapport entre le débit massique du fluide d'épuisement introduit dans la colonne de distillation sous vide et le débit massique du courant de fond net récupéré au fond de la colonne de distillation sous vide est supérieur à 80 kg de fluide d'épuisement pour 1000 kg de courant de fond net récupéré au fond de la colonne de distillation sous vide et est notamment compris entre 80 kg et 800 kg de fluide d'épuisement pour 1000 kg de courant de fond net récupéré au fond de la colonne de distillation sous vide;
- plus de 95 % en masse du fluide d'épuisement introduit dans la colonne de distillation sous vide est extrait de la colonne de distillation sous vide via le courant de tête de colonne. L'invention a également pour objet une installation de distillation sous vide, comprenant :
- un ensemble de chauffage de la charge ;
- une colonne de distillation sous vide et un ensemble d'introduction de la charge dans une zone de flash de la colonne de distillation sous vide ;
- un ensemble de prélèvement d'au moins un courant de distillât à un niveau intermédiaire de la colonne de distillation sous vide ;
- un ensemble de tirage, en tête de la colonne de distillation sous vide, d'un courant de tête de colonne ;
- un ensemble de condensation partielle du courant de tête de colonne pour récupérer un flux liquide et un flux gazeux ;
- une unité de génération de vide, un ensemble de passage du flux gazeux dans l'unité de génération de vide et un ensemble de récupération d'au moins un condensât et d'une fraction gazeuse de gaz combustible produits dans l'unité de génération de vide à partir du flux gazeux;
caractérisée par un ensemble d'introduction dans la colonne de distillation sous vide d'un flux de fluide d'épuisement de la charge, le fluide d'épuisement présentant une température moyenne d'ébullition pondérée comprise entre 150 °C et 250 °C.
Suivant des modes particuliers de réalisation, l'installation selon l'invention comprend l'une ou plusieurs des caractéristiques suivantes, prise(s) isolément ou suivant toute combinaison techniquement possible :
- elle comprend un élément de recyclage du fluide d'épuisement, l'installation comprenant un ensemble de formation du flux de fluide d'épuisement au moins en partie à partir de l'élément de recyclage du fluide d'épuisement ;
- l'ensemble de condensation du courant de tête de colonne comporte un premier échangeur thermique aval, avantageusement un échangeur à plaques, de préférence à faible pertes de charges, disposé dans la colonne de distillation sous vide ou installé à l'extérieur de la colonne de distillation sous vide ;
- l'ensemble de condensation du courant de tête de colonne comporte un premier échangeur thermique aval, avantageusement un échangeur à plaques, de préférence à faible perte de charge, et un deuxième échangeur thermique aval, l'installation comprenant un ensemble de passage du flux gazeux dans le deuxième échangeur thermique aval, pour obtenir un condensât additionnel.
L'invention sera mieux comprise à la lecture de la description qui va suivre, donnée uniquement à titre d'exemple, et faite en se référant aux dessins annexés, sur lesquels : - la figure 1 est un schéma synoptique d'une première installation de distillation sous vide, destinée à la mise en œuvre d'un premier procédé selon l'invention ;
- la figure 2 est une vue analogue à la figure 1 , d'une deuxième installation de distillation sous vide, destinée à la mise en œuvre d'un deuxième procédé selon l'invention ;
- la figure 3 est une vue analogue à la figure 1 , d'une troisième installation de distillation sous vide, destinée à la mise en œuvre d'un troisième procédé selon l'invention.
Dans tout ce qui suit, on désignera par les mêmes références un courant circulant dans une conduite et la conduite qui le transporte.
En outre, sauf indication contraire, les débits cités sont des débits massiques, les pressions sont données en millibars absolus.
Une première installation 10 selon l'invention est illustrée par la figure 1 . Cette installation 10 est destinée à la mise en œuvre d'un premier procédé selon l'invention, pour la distillation sous vide d'une charge 12.
L'installation 10 comporte un four 14 de chauffage de la charge 12 et d'un fluide d'épuisement, une colonne de distillation sous vide 16, et des échangeurs thermiques de fond 18.
L'installation 10 comporte en outre des soutirages latéraux 20, 22, 24, et, associés respectivement à chaque soutirage latéral 20, 22, 24, des échangeurs thermiques respectifs 26, 28 et 30. Dans des variantes, l'installation 10 comporte d'autres types d'arrangements de distillation sous vide (nombre de soutirage 20, 22, 24 variables, nombre de lits de garnissage 43 variables, nombre de lits de garnissage 41 variables).
L'installation 10 comporte un échangeur thermique aval 32, une unité 34 de génération de vide, et une capacité 36 de récupération de condensais.
L'installation 10 comporte dans cet exemple un séparateur aval 38 optionnel de récupération du fluide d'épuisement et une pompe 40 de recyclage du fluide d'épuisement.
Dans cet exemple, la colonne de distillation sous vide 16 présente, un premier lit de garnissage 43 dont le rôle est d'assurer un échange thermique au-dessus de chaque soutirage 20, 22, 24, et dont l'alimentation liquide est assurée par un premier diffuseur 44. La colonne de distillation sous vide 16 présente, au-dessous de chaque soutirage 20, 22, 24, un deuxième lit 41 de garnissage, dont le rôle est d'assurer un fractionnement et dont l'alimentation est assurée par un deuxième diffuseur de liquide 42.
Dans l'exemple représenté sur la figure 1 , les échangeurs thermiques 26 et 28 sont des échangeurs thermiques permettant de refroidir une partie des soutirages 58 et 64. L'échangeur thermique aval 32 est un échangeur à eau, alimenté par un flux d'eau à température ambiante. Les échangeurs thermiques 30 sont des échangeurs thermiques à air.
L'unité de génération de vide 34 comporte une pluralité d'éjecteurs à jet de vapeur 45, montés en série les uns des autres, et pour chaque éjecteur 45, un condenseur aval 46 à eau. En fonction du niveau de vide recherché, le nombre d'étages d'éjecteurs en série pourra varier.
Dans l'exemple représenté sur la figure 1 , l'unité 34 comporte trois éjecteurs 45 en série et trois condenseurs 46 interposés entre les éjecteurs 45.
Un premier procédé de distillation sous vide de la charge 12 dans l'installation 10 va maintenant être décrit.
Initialement, la charge 12 est fournie. Cette charge 12 est par exemple une charge d'hydrocarbures liquides, telle qu'une charge d'huile résiduelle provenant d'une distillation atmosphérique.
Le débit massique de la charge 12 est en général compris entre 100 t/h et 1000 t/h
La charge 12 est issue soit directement du fond d'une colonne de distillation atmosphérique de brut (généralement de l'ordre de 350°C) ou soit d'un bac de stockage (à une température par exemple de l'ordre de 80°C) après réchauffage jusqu'à une température de l'ordre de 300°C. La charge 12 est tout d'abord introduite dans le four 14 pour y être réchauffée et avantageusement vaporisée.
La température de la charge réchauffée 50 à la sortie du four 14 est généralement comprise entre 380 °C et 420 °C en fonction des performances de distillation recherchées et du point de coupe TBP entre le résidu sous vide 79 et le distillât sous vide 20 (L'acronyme TBP provient de « True Boiling Point », terme anglais signifiant « point d'ébullition véritable ». Les points de coupe cités représentent la fraction distillée du brut aux températures indiquées).
La charge partiellement vaporisée 50 est ensuite introduite dans la colonne de distillation sous vide 16 à un niveau N1 situé dans la zone de flash au-dessus du fond de la colonne de distillation sous vide 16.
Simultanément, et selon l'invention, un flux de fluide d'épuisement 52, constitué d'hydrocarbures présentant une température moyenne d'ébullition pondérée (mean average boiling point » en anglais ou Tmav) comprise entre 150°C et 250°C (typiquement de l'ordre de 200°C), est introduit dans le four 14 pour y être réchauffé et avantageusement vaporisé. Cette température Tmav est définie dans le « Databook on hydrocarbons » écrit par J.B. Maxwell sous l'expression anglaise « mean average boiling point ». Le calcul de la température Tmav selon la méthode de J.B. Maxwell est également détaillé dans l'ouvrage de Pierre Wuithier « Le Pétrole - Raffinage et Génie Chimique », Volume 1 .
Un kérosène issu d'une distillation atmosphérique de brut ayant un point de coupe TBP initial compris entre 145°C et 180°C et un point de coupe TBP final compris entre 220°C et 250°C constitue avantageusement le fluide d'épuisement.
Le fluide d'épuisement 52 est totalement vaporisé et surchauffé avant son introduction en fond de colonne 16. Une partie de ce fluide d'épuisement est injecté sous forme liquide dans le faisceau de radiation de four sous vide comme fluide d'accélération afin de limiter les températures de film dans les tubes.
Le flux de fluide d'épuisement surchauffé 54 est introduit dans la colonne de distillation sous vide 16, à un niveau N2 situé en dessous du dernier plateau d'une zone d'épuisement 56 de la colonne de distillation sous vide 16.
Le flux de fluide d'épuisement réchauffé 54 remonte à travers les plateaux de la zone d'épuisement56 situé entre les niveaux N1 et N2 et revaporise les fractions les plus légères du résidu sous vide.
Dans la colonne de distillation sous vide 16, le niveau de vide en tête de colonne est avantageusement compris entre 13 mbars et 40 mbars (10 mmHg et 30 mmHg), ici sensiblement autour de 27 mbars (20 mmHg).
Un premier courant 58 de distillât lourd sous vide (« HVGO » ou « Heavy Vacuum Gas Oil » en anglais) est prélevé latéralement au niveau d'un premier soutirage 20 à un niveau inférieur N3 situé au-dessus du niveau N1 .
Une première fraction 60 du courant de distillât lourd sous vide 58 est réintroduite dans la colonne 16 à travers le deuxième diffuseur 42 associé au soutirage 20. Le reste du courant de distillât lourd sous vide 58 passe dans un échangeur thermique 26 et une deuxième fraction 62 du courant de distillât lourd 58 issue de l'échangeur thermique 26 est réintroduite dans la colonne de distillation sous vide 16, à travers le premier diffuseur 44 associé au soutirage 20. Le reste du courant constitue la production 180 de distillât lourd sous vide issue de l'unité.
Un deuxième courant 64 de distillât moyen sous vide optionnel (« MVGO » ou « Médium Vacuum Gas Oil » en anglais) est prélevé au niveau d'un deuxième soutirage 22 à un niveau moyen N4 situé au-dessus du niveau N3.
Une première fraction 66 du courant optionnel de distillât moyen sous vide 64 est réintroduite dans la colonne de distillation sous vide 16 à travers le deuxième diffuseur 42 associé au deuxième soutirage 22. Le reste du courant de distillât moyen sous vide 64 passe dans un échangeur thermique 28. Une deuxième fraction 68 optionnel du courant de distillât moyen sous vide 64 issue de l'échangeur thermique 28 est réintroduite dans la colonne de distillation sous vide 16, à travers le premier diffuseur 44 du deuxième soutirage 22. Le reste du courant constitue la production 170 de distillât moyen sous vide issue de l'unité.
Un troisième courant 70 de distillât léger sous vide (« LVGO » ou « Light Vacuum Gas Oil » en anglais) est prélevé au niveau d'un troisième soutirage 24 à un niveau haut N5 situé au-dessus du niveau N4, au voisinage de la tête de la colonne de distillation sous vide 16.
Une première fraction 72 du courant de distillât léger sous vide 70 est réintroduite dans la colonne de distillation sous vide 16 à travers le deuxième diffuseur 42 associé au troisième soutirage 24. Le reste du courant 70 passe dans un échangeur 30 à air. Une deuxième fraction 74 du courant de distillât léger sous vide 70 issue de l'échangeur thermique 30 est réintroduite dans la colonne de distillation 16, à travers le premier diffuseur 44 du troisième soutirage 24. Le reste du courant constitue la production 160 de distillât léger sous vide issue de l'unité.
Un courant de fond 79 est récupéré en bas de la colonne de distillation sous vide
16 et passe à travers des échangeurs thermiques de fond.
Un courant de tête 80 est tiré en tête de la colonne, sous l'effet de l'aspiration produite par l'unité de génération de vide 34.
Le courant de tête 80 a une pression égale à la pression d'opération de tête de colonne 16 et a une température comprise généralement entre 60 °C et 100°C.
Le courant de tête 80 est ensuite introduit dans l'échangeur thermique aval 32, pour y être partiellement condensé par échange thermique avec l'eau circulant dans l'échangeur thermique aval 32. Le courant de tête 80 est ainsi séparé en un flux gazeux de tête 82 et un flux liquide de pied 84.
Le flux gazeux de tête 82 est amené jusqu'à l'unité de génération de vide 34. Il est introduit dans un premier éjecteur 45 où il est entraîné par un flux de vapeur motrice 150. Le mélange ainsi formé est introduit dans le premier condenseur 46, pour former un premier condensât 86 et un premier flux gazeux 88.
Le premier flux gazeux 88 est introduit successivement dans un deuxième éjecteur 45, puis dans un deuxième condenseur 46, pour former un deuxième condensât 90 et un deuxième flux gazeux 92.
Le deuxième flux gazeux 92 est alors introduit dans un troisième éjecteur 45, puis dans un troisième condenseur 46, pour former un troisième flux gazeux 94 de gaz combustible incondensable et un troisième condensât 96 disponible à une pression légèrement supérieure à la pression atmosphérique. Les condensais 86, 90, 96 sont récupérés dans une capacité 36 et sont séparés en un courant d'hydrocarbures condensés 98 et en un courant d'eau à traiter 100.
Le flux liquide de pied 84 contient la majorité du fluide d'épuisement introduit dans le flux de fluide d'épuisement 52 au pied de la colonne de distillation sous vide 16. En effet, la température d'ébullition du fluide d'épuisement 52 est inférieure à celle du courant de distillât léger sous vide 70 et est supérieure à celle de la vapeur d'eau.
Le fluide d'épuisement est cependant plus facilement condensable que la vapeur d'eau. Ceci permet d'opérer la colonne à une pression faible, tel que décrit plus haut.
Le flux liquide de pied 84 est introduit dans le séparateur aval 38 optionnel en équilibre avec le flux gazeux 82.
La fraction de pied 1 12 contient la majorité du fluide d'épuisement. Elle est pompée dans la pompe 40 pour former un courant 1 14 de recyclage du fluide d'épuisement.
Un courant de purge 1 16 est prélevé dans le courant de recyclage 1 14 pour diminuer la quantité d'impuretés et conserver une qualité de courant de recycle 1 14 constante et dont la qualité sera la plus proche possible du flux d'épuisement d'appoint 1 18. Le courant de purge 1 16 représente généralement entre 5% massique et 20% massique de la fraction de pied 1 12 introduite dans la pompe 40. En variante, le procédé est mis en œuvre sans recyclage à purge totale (l'absence de débit de recycle étant compensé par un débit supplémentaire d'appoint 1 18).
En référence à la figure 1 , le reste du courant de recyclage 1 14 est ramené vers le four 14 pour former, avec un courant d'apport 1 18 en fluide d'épuisement, le flux 52 de fluide d'épuisement.
Le prélèvement du courant de purge 1 16 et l'apport fourni par le courant d'apport 1 18 permettent de renouveler le fluide d'épuisement circulant dans le procédé selon l'invention. Ceci garantit le maintien d'une bonne qualité de distillation, et une bonne aptitude à la condensation du fluide d'épuisement, en éliminant les fractions les plus légères éventuellement accumulées.
Par ailleurs, le débit du flux de fluide d'épuisement 52 introduit dans la colonne de distillation 16 peut être contrôlé, en ajustant les débits respectifs du courant de purge 1 16 et du courant d'apport 1 18.
Le Tableau 1 ci-dessous illustre les résultats obtenus par simulation numérique pour le premier procédé selon l'invention, dans le cadre du traitement d'une charge d'hydrocarbures 12 de débit massique égal à 666,7 t/h résultant de la distillation atmosphérique d'un brut de type « OURAL ». Le fluide d'épuisement est du kérosène issu d'une distillation atmosphérique ayant un point de coupe TBP 145°C-230°C, un poids moléculaire de 152 g/mol et une densité à 15°C de 0.781 .
Les résultats obtenus sont comparés à ceux d'un procédé de l'état de la technique, dans lequel le fluide d'épuisement est de la vapeur d'eau, l'installation étant dépourvue de séparateur aval 38 et de pompe de recyclage 40.
Tableau 1
Etat de la Figure 1 Gain technique
Conditions d'opération
Pression d'opération de la colonne 16 mbars 72 27
(mmHg) (54) (20)
Pression d'introduction du courant 50 mbars 105 50
dans la zone de flash (mmHg) (79) (37,5)
Pression en sortie de l'échangeur 32 mbars 60 15
(mmHg) (45) (1 1 )
Température en sortie de l'échangeur 32 °C 33,5 33,5
Bilan de matière
Débit de vapeur d'épuisement dans la t/h 33,5
colonne 16
Débit total de kérosène dans les flux 52 + t/h 1 15
1 19
Débit de flux gazeux 82 t/h 8,3 5,7 - 31 %
Débit du courant 160 t/h 46,9 46,9 =
Débit du courant 170 t/h 302,2 302,2 =
Débit du courant 180 t/h 1 15,7 1 15,7 =
Conception des équipements
Aire des échangeurs 30 m2 3480 1360 - 61 %
Aire des échangeurs 32 m2 4 x 1220 2 x 1 150 - 53%
Débit d'eau de refroidissement t/h 4100 3545 - 13%
Débit d'eau pour production de vapeur t/h 53,2 22,0 - 59%
Gaz combustible (chauffage du four et 99,6 102,1 + 2.5% production de vapeur)
Traitement final
Débit du courant d'eau à traiter 100 t/h 53,3 22,4 - 62% La présence d'un fluide d'épuisement facilement condensable assure un débit vers le groupe de vide 34 beaucoup moins consommateur en vapeur motrice 150, ce qui limite fortement la consommation globale de vapeur d'eau.
De même, les températures sont plus élevées en tête de colonne 16, ce qui permet une température du flux 74 plus élevée que dans un schéma conventionnel. La viscosité du flux 74 est alors diminuée, réduisant la taille du premier échangeur thermique à air 30.
De même la taille de l'échangeur thermique aval 32 est réduite du fait qu'il n'y a plus de vapeur d'eau à condenser.
Par ailleurs, l'utilisation d'un fluide d'épuisement autre que la vapeur d'eau limite la quantité d'eau à traiter 100 récupérée dans la capacité 36.
Une partie 1 19 du flux de fluide d'entraînement 52 est dérivée dans la charge 12 avant son passage dans le four 14 ou lors de ce passage.
Une deuxième installation 130 selon l'invention est illustrée sur la figure 2. La deuxième installation 130 est destinée à la mise en œuvre d'un deuxième procédé de distillation sous vide selon l'invention.
À la différence de la première installation 10, l'échangeur thermique aval 32 de la deuxième installation 130 est disposé directement dans la colonne de distillation 16, au niveau de la tête de la colonne, au-dessus du lit supérieur 43 associé au soutirage supérieur 30. L'échangeur thermique aval 32 est ici un échangeur thermique à plaques à faible perte de charge (typiquement inférieure à 7 mbars (5 mmHg), notamment de l'ordre de 1 ,3 mbars (1 mmHg)).
À la différence du procédé représenté sur la figure 1 , les vapeurs de tête formant le courant de tête 80 issu de la distillation dans la colonne de distillation sous vide 16 pénètrent dans l'échangeur thermique 32 au sein de la colonne de distillation sous vide 16, par le haut. Le courant de tête 80 se condense dans l'échangeur thermique 32.
Comme précédemment, un flux gazeux 82 est extrait de l'échangeur thermique 32, pour être amené vers l'unité de génération de vide 34 et un flux liquide de pied 84 est récupéré au bas de l'échangeur thermique 32, pour être amené dans le séparateur aval 38.
Le tableau ci-dessous illustre les résultats obtenus pour le second procédé selon l'invention, dans le cadre du traitement d'une charge d'hydrocarbures 12 de débit massique égal à 666,7 t/h, résultant de la distillation atmosphérique d'un brut de type « OURAL ». Le fluide d'épuisement est du kérosène issu d'une distillation atmosphérique ayant un point de coupe TBP 145°C - 230°C, un poids moléculaire de 152 g/mol et une densité à 15°C de 0,781 .
Les résultats obtenus sont comparés à un procédé de l'état de la technique, dans lequel le fluide d'épuisement est de la vapeur, l'installation étant dépourvue de séparateur aval 38 et de pompe de recyclage 40.
TABLEAU 2
Etat de la Figure 2 Gain technique
Conditions d'opération
Pression d'opération de la colonne 16 mbars 72 17
(mmHg) (54) (12.5)
Pression d'introduction dans la zone de mbars 105 40
flash du courant 54 (mmHg) (79) (30)
Pression en sortie de l'échangeur 32 mbars 60 15
(mmHg) (45) (1 1 )
Température en sortie de l'échangeur 32 °C 33,5 30
Bilan de matière
Débit de vapeur d'épuisement dans la t/h 33,5
colonne 16
Débit total de kérosène dans les flux t/h 65
52+1 19
Débit de flux gazeux 82 t/h 8,3 5.2 - 37%
Débit du courant 160 t/h 46,9 46.9 =
Débit du courant 170 t/h 302,2 302.2 =
Débit du courant 180 t/h 1 15,7 1 15.7 =
Conception des équipements
Aire des échangeurs 30 m2 3480 1683 - 52%
Aire des échangeurs 32 m2 4 x 1220 2475 - 49%
Débit d'eau de refroidissement t/h 4100 2423 - 41 %
Débit d'eau pour production de vapeur t/h 53,2 21 .8 - 59%
Gaz combustible (chauffage du four et 99,6 95.5 - 4% production de vapeur)
Traitement final
Débit de courant 100 t/h 53,3 22.2 - 63% À la différence du procédé représenté sur la figure 1 , le procédé illustré sur la figure 2 présente une pression en tête de colonne encore plus basse, par exemple inférieure à 27 mbars (20 mmHg), et notamment comprise entre 13 mbars (10 mmHg) et 20 mbars (15 mmHg).
A performances identiques aux performances de la figure 10 (taux de récupération du distillât sous vide lourd identique), ce schéma réduit le flux de fluide d'épuisement 52 nécessaire, tout en conservant une surface d'échange thermique réduite dans l'échangeur thermique aval 32, et dans les échangeurs 30.
La quantité de fluide d'épuisement injectée dans la colonne de distillation sous vide 16 étant réduite, la consommation de gaz combustible destinée à la vaporisation du fluide d'épuisement est ainsi réduite, ce qui diminue notablement la consommation globale de gaz combustible.
La consommation d'eau de refroidissement est en outre encore réduite, compte tenu de la plus faible quantité de fluide d'épuisement à condenser dans l'échangeur thermique 32.
Dans une variante (non représentée), l'échangeur 32 est situé à l'extérieur de la colonne de distillation 16. Les performances de cette variante se situent entre les performances obtenues avec l'installation représentée sur la figure 1 et les performances obtenues avec l'installation représentée sur la figure 2.
Une troisième installation 140 selon l'invention est illustrée par la figure 3. À la différence de la deuxième installation 130 représentée sur la figure 2, l'installation 140 comporte un deuxième échangeur thermique aval 142 disposé en aval du premier échangeur thermique aval 32 situé dans la colonne de distillation sous vide 16. Le deuxième échangeur thermique aval 142 est disposé hors de la colonne de distillation sous vide 16, et reçoit le flux gazeux 82 provenant du premier échangeur thermique aval 32.
Le deuxième échangeur thermique aval 142 est un échangeur thermique à plaques et à faible perte de charge (typiquement inférieure à 7 mbars (5 mmHg), notamment de l'ordre de 1 ,3 mbars (1 mmHg)). Il est ici muni d'une rampe 143 de pulvérisation d'un courant d'hydrocarbures liquides 144, typiquement d'un courant provenant de l'installation de distillation atmosphérique. Le courant d'hydrocarbures liquides 144 est par exemple un courant de distillât lourd atmosphérique (« HAGO » ou « Heavy Atmospheric Gas Oil » en anglais).
Le troisième procédé de distillation sous vide selon l'invention diffère du deuxième procédé en ce que le flux de tête 82 produit dans le premier échangeur thermique aval 32 est introduit dans le deuxième échangeur thermique 142. Le flux de tête 82 est au moins partiellement condensé d'une part, grâce à l'absorption générée par l'introduction du fluide 144, et d'autre part, par échange thermique avec l'eau.
Un condensât additionnel 146 est produit au pied du deuxième échangeur thermique aval 142, le reste du flux gazeux 82 étant introduit dans l'unité de génération de vide 34, comme décrit précédemment. Le condensât additionnel est collecté dans la capacité 36.
Le tableau ci-dessous illustre les résultats obtenus pour le troisième procédé selon l'invention, dans le cadre du traitement d'une charge d'hydrocarbures 12 de débit massique égal à 666,7 t/h résultant de la distillation atmosphérique d'un brut de type « OURAL ». Le fluide d'épuisement est du kérosène.
Les résultats obtenus sont comparés à un procédé de l'état de la technique, dans lequel le fluide d'épuisement est de la vapeur, l'installation étant dépourvue de séparateur aval 38 et de pompe de recyclage 40.
TABLEAU 3
Le troisième procédé selon l'invention réduit encore la consommation de vapeur de l'unité de génération de vide 34. Ainsi, la consommation globale de combustible dans le procédé est encore réduite, de même que la quantité d'eau à traiter 100 produite.
Comme indiqué précédemment, les procédés selon l'invention réduisent considérablement la consommation en utilités, notamment en eau de refroidissement et en vapeur d'eau, ce qui diminue les coûts d'exploitation de l'installation, tout en conservant un procédé permettant d'atteindre des performances ambitieuses de taux de récupération de distillais sous vide.
Dans le procédé selon l'invention, et comme indiqué plus haut, le débit de courant d'apport 1 18 en fluide d'épuisement peut être contrôlé indépendamment de la nature et du débit de la charge 12, et indépendamment du débit de courant de recyclage 1 14. Ce dernier permettant de fournir la quantité et la qualité de fluide d'épuisement 52 nécessaire à la qualité de distillation.
Avantageusement, le rapport entre le débit massique du fluide d'épuisement 52 introduit dans la colonne de distillation sous vide 16 et le débit massique du courant de fond net 190 récupéré au fond de la colonne de distillation sous vide 16 (après dérivation d'un courant de trempe renvoyé vers la colonne de distillation sous vide 16) est supérieur à 80 kg de fluide d'épuisement pour 1000 kg de courant de fond net récupéré au fond de la colonne de distillation sous vide 16 et est notamment compris entre 80 kg et 800 kg de fluide d'épuisement pour 1000 kg de courant de fond net récupéré au fond de la colonne de distillation sous vide 16.
En outre, la qualité du fluide d'épuisement 52 utilisé, constitué d'un mélange d'hydrocarbures présentant une température moyenne d'ébullition pondérée (Tmav) comprise entre 150°C et 250°C avantageusement entre 190°C et 210°C, est parfaitement maîtrisée dans le procédé selon l'invention.
Un tel fluide est optimal puisqu'il assure un épuisement efficace de la charge 12, tout en étant facilement condensable à pression très faible en tête de la colonne de distillation sous vide 16, et donc recyclable à travers le courant liquide 1 14.
Le fluide 52 présente l'avantage d'être presque totalement récupéré dans le courant de tête de colonne 80. Ceci permet le recyclage et évite l'extraction de fluide d'épuisement 52 dans les courants de distillât 160, 170, 180 en particulier dans le courant 160 de distillât léger sous vide.
Avantageusement, plus de 95 % en masse du fluide d'épuisement 52 introduit dans la colonne de distillation sous vide 16 est récupéré de la colonne de distillation sous vide 16 dans le flux 1 12 via le courant de tête de colonne 80 après condensation.
Ainsi, il n'est pas nécessaire d'introduire de la vapeur en complément dans le fluide d'épuisement 52, ce qui limite la pression dans la colonne de distillation sous vide 16, ce qui permet de réduire la consommation en utilités et de réduire la taille de certains équipements tout en obtenant un épuisement optimal de la charge 12.

Claims

REVENDICATIONS
1 . - Procédé de distillation sous vide d'une charge (12) d'hydrocarbures comprenant les étapes suivantes :
- chauffage de la charge (12) ;
- introduction de la charge (12) dans une zone de flash (N1 ) d'une colonne de distillation sous vide (16) ;
- prélèvement d'au moins un courant de distillât (58, 64, 70) à un niveau intermédiaire (N3, N4, N5) de la colonne de distillation sous vide (16) ;
- tirage, en tête de la colonne de distillation sous vide (16), d'un courant de tête de colonne (80) ;
- condensation partielle du courant de tête de colonne (80) pour récupérer un flux liquide (84) et un flux gazeux (82) ;
- passage du flux gazeux (82) dans une unité de génération de vide (34) et récupération d'au moins un condensât (86, 90, 96) et d'une fraction gazeuse de gaz incondensable (94) ;
caractérisé en ce que le procédé comporte l'introduction dans la colonne de distillation sous vide (16) d'un flux (52) d'un fluide d'épuisement de la charge (12), le fluide d'épuisement étant constitué d'un mélange d'hydrocarbures présentant une température moyenne d'ébullition pondérée (Tmav) comprise entre 150°C et 250°C avantageusement entre 190°C et 210°C.
2. - Procédé selon la revendication 1 , dans lequel le fluide d'épuisement est constitué de kérosène.
3. - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 ou 2, comprenant une étape de formation d'un courant (1 14) de recyclage du fluide d'épuisement, à partir du flux liquide (84).
4. - Procédé selon la revendication 3, comprenant le prélèvement, dans le courant de recyclage du fluide d'épuisement (1 14), d'un courant (1 16) de purge d'une partie du fluide d'épuisement, et l'introduction, en aval du prélèvement du courant de purge (1 16), d'un courant d'appoint (1 18) en fluide d'épuisement, le courant de recyclage du fluide d'épuisement (1 14) formant au moins une partie du flux de fluide d'épuisement (52).
5. - Procédé selon la revendication 1 ou 2 dans lequel le fluide d'épuisement est constitué en totalité d'un courant d'appoint (1 18), aucun courant issu du flux liquide (84) n'étant recyclé dans le flux (52) de fluide d'épuisement introduit dans la colonne de distillation sous vide (16).
6. - Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, comprenant l'introduction du flux de fluide d'épuisement réchauffé (54) dans la colonne de distillation sous vide (16), à un niveau (N2) situé en dessous du niveau (N1 ) d'introduction de la charge (12).
7. - Procédé selon la revendication 6, comprenant la dérivation d'une partie (1 19) du flux de fluide d'épuisement (52), avant son introduction dans la colonne de distillation sous vide (16), et son introduction dans la charge (12).
8. - Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l'étape de condensation du courant de tête de colonne (80) est mise en œuvre dans un premier échangeur thermique aval (32), avantageusement un échangeur thermique à plaques, en particulier à faible perte de charge, le premier échangeur thermique aval (32) étant disposé dans la colonne de distillation sous vide (16) ou à l'extérieur de la colonne de distillation sous vide (16).
9. - Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l'étape de condensation du courant de tête de colonne (80) est mise en œuvre dans un premier échangeur thermique aval (32), avantageusement un échangeur thermique à plaques, en particulier à faible perte de charge, le procédé comprenant une étape de passage du flux gazeux (82) issu du premier échangeur thermique aval (32) dans un deuxième échangeur thermique aval (142), pour obtenir un condensât additionnel (146).
10. - Procédé selon la revendication 9, dans lequel l'étape de passage du flux gazeux (82) dans le deuxième échangeur thermique aval (142) comporte une pulvérisation d'un courant d'hydrocarbures liquides (144) dans le flux gazeux (82).
1 1 .- Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, comprenant une étape de récupération du ou de chaque condensât (86, 90, 96) dans une capacité (36) et la récupération dans la capacité (36) d'un courant d'eau à traiter (100) et d'un courant d'hydrocarbures récupérés (98).
12 - Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l'étape de passage du flux gazeux (82) dans une unité de génération de vide (34) comporte l'introduction du flux gazeux dans au moins un éjecteur à vapeur (45), pour former un courant éjecté, et la condensation partielle du courant éjecté produit par chaque éjecteur à vapeur (45) dans un condenseur (46).
13. - Installation (10 ; 130 ; 140) de distillation sous vide, comprenant :
- un ensemble de chauffage de la charge (12) ;
- une colonne de distillation sous vide (16) et un ensemble d'introduction de la charge (12) dans une zone de flash (N1 ) de la colonne de distillation sous vide (16) ; - un ensemble de prélèvement d'au moins un courant de distillât (58, 64, 70) à un niveau intermédiaire (N3, N4, N5) de la colonne de distillation sous vide (16) ;
- un ensemble de tirage, en tête de la colonne de distillation sous vide (16), d'un courant de tête de colonne (80) ;
- un ensemble de condensation partielle du courant de tête de colonne (80) pour récupérer un flux liquide (84) et un flux gazeux (82) ;
- une unité de génération de vide (34), un ensemble de passage du flux gazeux (82) dans l'unité de génération de vide (34) et un ensemble de récupération d'au moins un condensât (86, 90, 96) et d'une fraction gazeuse de gaz combustible (94) produits dans l'unité de génération de vide (34) à partir du flux gazeux (82);
caractérisée par un ensemble d'introduction dans la colonne de distillation sous vide (16) d'un flux (52) de fluide d'épuisement de la charge (12), le fluide d'épuisement présentant une température moyenne d'ébullition pondérée (Tmav) comprise entre 150 °C et 250 °C.
14. - Installation (10 ; 130 ; 140) selon la revendication 13, comprenant un élément de recyclage du fluide d'épuisement (1 14), l'installation (10 ; 130 ; 140) comprenant un ensemble de formation du flux de fluide d'épuisement (52) au moins en partie à partir de l'élément de recyclage du fluide d'épuisement (1 14).
15. - Installation (130 ; 140) selon l'une quelconque des revendications 13 ou 14, dans laquelle l'ensemble de condensation du courant de tête de colonne (80) comporte un premier échangeur thermique aval (32), avantageusement un échangeur à plaques, de préférence à faible pertes de charges, disposé dans la colonne de distillation sous vide (16) ou installé à l'extérieur de la colonne de distillation sous vide (16).
16. - Installation (140) selon l'une quelconque des revendications 13 à 15, dans laquelle l'ensemble de condensation du courant de tête de colonne (80) comporte un premier échangeur thermique aval (32), avantageusement un échangeur à plaques, de préférence à faible perte de charge, et un deuxième échangeur thermique aval (142), l'installation (140) comprenant une ensemble de passage du flux gazeux (82) dans le deuxième échangeur thermique aval (142), pour obtenir un condensât additionnel (146).
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