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CA 02074140 2004-08-05
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PROCÉDÉ D'ISOMÉRISATION DE PARAFFINES NORMALES
EN C5/Çg AVEC RECYCLAGE DE PARAFFINES NORMALES
L'invention concerne un procédé d'isomérisation des n-paraffines en
isoparaffines, ayant notamment pour but d'améliorer l'indice d'octane de
certaines coupes pétrolières, plus particulièrement de celles qui contiennent
des pentanes et des hexanes normaux ainsi que des pentanes et des
hexanes ramifiés (coupes C5/C6).
Les procédés actûels d'isomérisation des hydrocarbures en C5IC6 utilisant
des catalyseurs au platine de type alumine chlorée à haute activité opèrent
sans recyclage (en anglais "once through"), ou avec un recyclage partiel,
1 0 après fractionnement, des n-paraffines non converties, ou avec un.
recyclage
total après passage sur des systèmes de tamis moléculaires en phase liquide.
La mise en oeuvre sans recyclage, bien que simple, manque d'efficacité dans
l'accroissement de l'indice d'octane. Pour obtenir des indices d'octane
1 S élevés, on doit effectuer le recyclage des constituants à faible indice
d'octane,
après passage soit dans des cotonnes de séparation (par exemple un ,
désisohexaniseur) sait sur des tamis moléculaires, en phase liquide ou
vapeur.
2 0 Un procédé d'isomérisation bien connu, utilisant des tamis moléculaires
pour
la séparation en phase vapeur des n-paraffines non converties, intègre
l'étape d'adsorption par tamis moléculaire à l'étape réactionnelle. C'est le
procédé dit "Total lsomerization Process" (ou "TIP") décrit par exemple dans
le
brevet US-A-4210771. II combine la mise en oeuvre d'un réacteur
2 5 d'isomérisation alimenté par le mélange de la charge, d'un effluent de
désorption et d'hydrogène, et la mise en oeuvre d'une section de séparation
par adsorption des n-paraffines sur tamis moléculaire, la désorption étant
effectuée par un strippage à l'hydrogène. Dans un tel procédé, le système
réactionnel ne peut pas consister en une étape à l'alumine chlorée à haute
3 0 activité, en raison des risques de contamination par l'acide chlorhydrique
des
tamis moléculaires intégrés. On utilise alors un système catalytique moins
performant, à base de zéolithe ne mettant pas en oeuvre de chlore. fl en
résulte un produit présentant un indice d'octane inférieur de 1 à 2 points à
celui qui aurait été obtenu avec un catalyseur à base d'alumine chlorée.
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En effet, il est connu dans l'art que plus la température d'isomérisation est
basse, plus la conversion des n-paraffines en isoparaffines est élevée et, de
plus, meilleure est la conversion des isomères en C6 à faible indice d'octane
(méthylpentanes) en isomères en C6 à plus haut indice d'octane
(diméthylbutanes).
II est connu également que le catalyseur à base d'alumine chlorée imprégnée
de platine permet de mener la réaction d'isomérisation à une température
plus basse que les catalyseurs de type zéolithe non chlorée, plus stables.
II était donc particulièrement intéressant de concevoir un procédé qui puisse
combiner un système réactionnel à basse température (pour avoir le meilleur
accroissement de l'indice d'octane "sans recyclage"), avec un système de
recyclage des constituants à faible indice d'octane, non intégré ou résistant
1 S au chlore.
On peut considérer les schémas classiques utilisant des colonnes de
séparation (désisopentaniseur et désisohexaniseur), du fait que les colonnes
de séparation peuvent être immunisées contre la contamination par le chlore.
2 0 Mais ces schémas sont lourds en équipement et gros consommateurs
d'énergie, donc coûteux à mettre en oeuvre. Un schéma à une colonne de
séparation (seulement le désisohexaniseur) serait moins coûteux mais ne
présenterait pas Ia faculté de convertir tout le pentane normal en isopentane
et, de ce fait, ne permettrait pas d'obtenir les niveaux d'accroissement de
2 5 l'indice d'octane des schémas avec recyclage.
Pour~éviter la contamination par le chlore des tamis moléculaires utilisés
pour
la séparation, on peut envisager un système non intégré mettant en oeuvre
une étape de stabilisation de l'effluent d'isomérisation avant de l'envoyer â
3 0 l'étape d'adsorption. Cette approche a déjà été proposée dans le procédé
combiné dit "PENEX MOLEX*" dans lequel les hydrocarbures en C5/C6 sont
isomérisés dans une réaction catalytique à l'alumine chlorée, suivie par une
adsorption sur tamis molëculaire en phase liquide des paraffines normales â
partir du fond du stabilisateur, à la température de fond.
* (marque de commerce)
L°utilisation d'un tamis moléculaire en adsorption et désorption
en phase
liquide est plus difficile à réaliser qu'en phase vapeur. En effet ie rapport
des
quantités de paraffines normales adsorbées aux quantités d'isoparaffines
présentes en phase mobile est nettement en faveur de la rnïse en oeuvre en
phase vapeur.
Un autre obstacle à l'utilisation des systèmes catalytiques à haute activité
est
leur sensibilité aux contaminants de la charge, à savoir le soufre et l'eau.
La
charge liquide e~ l'appoint d'hydrogëne doivent être adoucis (débarrassés du
1 0 soufre) et déshydratés avant d'étre introduits dans le système
réactionnel.
~ans l'état actuel de la technique utilisant des systèmes catalytiques à base
d'alumine chlorée, les charges sont séchées dans des opérations de
prétraitement au moyen de tamis moléculaires.
L'objet de l'invention est de proposer un nouveau procédé permettant
d'augmenter le plus possible !'indice d'octane d'une coupe pétrolière
contenant des paraffines normales tout en limitant ia dépense énergétique.
2 0 La présente invention permet notamment de pallier les inconvénients des
procédés connus, en combinant le système à haute activité utilisant par
exemple un catalyseur consistant en une alumine chlorée imprégnée de
platine avec un système original d'adsorption-désorption sur tamis
moléculaire en phase vapeur (système non intégré). De plus, fa désorption ,
2 5 des n-paraffines est réalisée dans des conditions avantageuses du point de
'
vue énergétique en combinant un abaissement de pression et une opération
de strippage utilisant une vapeur riche en isopentane.
Four fournir l'éluant vapeur riche en isopentane pour le cycle de désorption,
3 0 on incorpore en amont du système une cotonne de désisopentanisation qui
assure en outre les fonctions suivantes
- l'élimination de l'isopentane présent dans la charge ; cela permet de
réduire la quantité de charge à traiter dans l'étape d'isomérisation et, par
3 5 conséquent, la capacité requise pour le réacteur ; et, en outre, met à
l'abri du
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craquage fisopentane ainsi éliminé, ce qui se traduit par une amélioration du
rendement en essence à haut indice d'octane de l'ensemble du procédé ;
- la déshydratation de la charge, qui dispense d'une étape spéciale de
déshydratation ; et
- la récupération des n-paraffines désorbées avec les vapeurs riches en
isopentane, ce qui assure un recyclage efficace des n-paraffines vers l'étape
d'isomérisation, comme résidu de (étape de désisopentanisation.
Par ailleurs, l'utilisation judicieuse de l'isopentane fourni par la
désisopentanisation dans l'étape de désorption permet de supprimer une
étape .de purge à la fin de celle-ci. En effet, la colonne d'adsorbant alors
remplie d'isopentane peut ëtre immédiatement rëutilisëe en adsorption,
l'effluent de l'adsorption ne contenant pas alors de n-paraffines, même au
début de celle-ci. Cela conduit à une simplification importante de l'unité en
permettant notamment l'utilisation d'un système ne contenant que deux lits
d'adsorbant, dhacun opérant alternativement en adsorption et en désorption.
L'invention vise donc plus précisément un procédé d'isomérisation des n-
paraffines en isopraraffines dans une charge consistant essentiellement en une
coupe C5/Cg, caractérisé en ce qu'il comprend:
- une étape (1 ) de désisopentanisation dans laquelle on alimente une
colonne de distillation au moyen de ladite charge et de l'effluent provenant
de
l'étape ~(4) de désorption, et l'on obtient un résidu et un distillat ; ledit
distillat .
étant en partie condensé et la fraction condensée étant en partie recyclée
vers la tête de ladite colonne, à titre de reflux liquide ;
- une étape (2) d'isomérisation dans laquelle on envoie dans un réacteur
d'iso(nérisation le résidu provenant de l'étape (1 ) de désisopentanisation,
l'effluent de cette étape étant envoyé dans un séparateur dans lequel on
sépare une phase vapeur qui est recyclée à (entrée du réacteur et une phase
liquide, qui constitue l'isomérat brut ;
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- une étape (3) d'adsorption effectuée sous pression dans laquelle on envoie
dans un adsorbeur garni d'un tamis moléculaire capable de retenir les n-
paraffines, en courant ascendant, un flux vapeur résultant du mélange de
l'effluent liquide de l'étape d'isomérisation, après vaporisation, et de la
fraction
condensée non recyclée du distillat de l'étape de désisopentanisation, après
vaporisation, et de la fraction condensée non recyclée du distillat de l'étape
de
désisopentanisation, après vaporisation, et l'on recueille un isomérat
débarrassé
des n-paraffines; et
- une étape (4) de désorption, alternant avec (étape (3), et dans laquelle on
abaisse la pression dans l'adsorbeur et on fait passer à travers le tamis
moléculaire un flux gazeux prélevë sur le distillat de l'étape de
désisopentanisation, l'effluent de cette étape de désorption étant envoyé vers
l'étape de désisopentanisation.
Selon un autre aspect de l'invention, on peut utiliser un système de
recompression des vapeurs de tête du désisopentaniseur (pompe à chaleur)
pour fournir toute l'ënergie de rebouillage du désisopentaniseur par la
condensation du recyclage et du distillat net de celui-ci. Le compresseur de
la
pompe à chaleur peut servir en outre de force motrice pour recirculer la
fraction du flux de tête riche en isopentane nécessaire à la désorption du
tamis moléculaire.
Le procédë de l'invention est décrit ci-après en liaison avec les Figures 1, 2
et
3, parmi lesquelles
- La Figure 1 en représente un schéma de principe ;
- La Figure 2 représente un schéma plus détaillé du procédé de
l'invention, et ;
- La Figure 3 apparaissant sur la même figure que la Figure 1, représente
schématiquement une étape de stabilisation.
s
On décrit plus particulièrement l'isomérisation d'une charge de naphta léger
contenant une proportion prépondérante d'hydrocarbures en C5 et en C6 en
un ïsomérat à haut indice d°octane.
Le procédé d~ l'invention comprend principalement une étape (1) de
désisopentanisation, une étape (2) d'isomérisation, une étape (3)
d'adsorption et une étape (4) de désorption.
Dans l'étape (1 ), on alimente une colonne de désisopentanisation au moyen
1 0 d'une charge humide de naphta léger CSICs par ia ligne 1 et, par la ligne
11,
au moyen de l'effluent provenant de l'étape (4) de désorption qui sera décrite
plus loin, par exemple, à une pression de 1 â 2 bars (pression absolue).
La colonne de désisopentanisation consiste en général en une colonne de
1 S distillation comportant des internes de fracüonnement (garnissage
structuré
ou plateaux). L'opération de désisopentanis~tion sépare la charge en un
distillat riche en isopentane, contenant par exemple de 5 à 20 % en moles de
n-pentane et en un résidu pauvre en isopentane, contenant par exemple de 5
à 15 % en moles d'isopentan~.
Avant d'étre introduite dans la colonne de désisopentanisation, la charge peut
être préchâuffée, par exemple à une température de 30 à 60 °C,
éventuellement par échange thermique avec l'isomérat issu de l'étape
d'adsorption (3), dans l'échangeur ~~.
La colonne de désisopentanisation opère en généra! entre une température
de tond de 40 à g0 °C et une tempéràture de tête de 20 à 60 °C.
Le résidu chaud de la désisopentanisation sortant par la ligne 3 est ensuite
3 0 envoyé vers le réacteur d'isomérisation.
Les vapeurs de tête (distillat) sortant par la ligne 2 sont en gënéral
comprimées dans un compresseur (pompe à chaleur) à une pression
suffisante (de 5 à 6 bars) pour qu'elles se condensent à une température
3 5 supérieure de 10 à z5 °C à la température requise pour le
rebouiliage du fond
ar?.~.~,fY°,1 .ta /A l'I
~7 ~l~ ~ "Jt.."~.. à
de colonne. La condensation de ces vapeurs peut alors servir à fournir
l'énergie nécessaire au rebouilleur par l'intermédiaire de l'échangeur E2, en
évitant un apport d'énergie extérieur. La condensation se fiait en grande
partie
de cette manière, ce qui permet d'économiser sur les moyens de
refroidissement nécessaires à ia condensation totale du reflux et du
distillat.
Le condensat est parüellement recyclé en tête du désisopentaniseur (reflux)
et en partie envoyé par pompage et aprés vaporisation vers l'étape
d'adsorption (3), par la ligne 7.
Dans l'étape (~), on envoie dans une zone d'isomérisation f le résidu
provenant par la ligne 3 de l'étape d~ désisopentanisation (1 ), par pômpage à
,'
la pression de la réaction d°isomérisation, par exemple de 5 à 30 bars.
La réaction d'isomérisation est conduite à une température de 140 à 300
°C
1 5 en présence d'hydrogène. Le résidu à traiter est mélangé à un appoint
d'hydrogène et éventuellement à un recyclage d'hydrogène arrivant par la
ligne 5, puis est chauffé par exemple à une température de 140 à 300 °C
au
moyen d'un échange de chaleur charge/ef~fluent, dans l'échangeur ~3 et d'un
chauffage final dans un four H:
La réaction d'isomérisation est effectuée de préférence sur un catalyseur à
haute activité, comme par exemple un catalyseur à base d'alumine chlorée et
de platine, fonctionnant à basse température, par exemple entre 130 et
220°C, à haute pression, paf exemple de 20 à 35 bars, et avec un faible
rapport molaire hydrogène/hydrocarbures, compris par exemple entre 0,1/1 et
1/1. Des catalyseurs connus utilisables sont constitués par exemple d'un
support en alumine y et/ou ~ de haute pureté renfermant de 2 à 10 % en
poids de chlore, de 0,1 à 0,35 % en poids de platine et éventuellement
d'autres métaux. Ils peuvent ëtre mis en oeuvre avec une vitesse spatiale de
3 0 0,5 à 10 h-1 ~ de préférence de 1 à 4 h°1. Le maintien du taux de
chloration du
catalyseur nécessite généralement l'appoint en continu d'un compasé chloré
comme le tétrachlorure de carbone injecté en mélange avec ia charge à une
concentration de 50 à 600 parties par million en poids.
7
Bien entendu on peut également utiliser d'autres catalyseurs connus tels que
ceux constitués d'une zéolithe de type mordénite renfermant un ou plusieurs
métaux préférentiellement du groupe VIII de la classification périodique des
éléments. Un catalyseur bien connu consiste en une mordénite de rapport
Si~2/AI203 compris entre 10 et 40, de préférence entre 35 et 25 et renfermant
de 0,2 à 0,4 % en poids de platine. Néanmoins, dans le cadre du procédé
faisant 1,objet de l'invention, las catalyseurs appartenant â cette famille
sont
moins intéressants que ceux à base d'alumine chlorée car üs fonctionnent â
plus haute température (240 â 300 °C) et conduisent à une conversion
moins
poussée des paraffines normales en isoparaffines â haut indice d'octane.
Dans ces conditions, une partie des n-paraffines est transformée en
isoparaffines ; cependant, il reste dans l'effluent sortant du réacteur
d,isomérisation par la ligne 4 une proportion importante de n-paraffines, qui
peut aller jusqu'à environ 30 % en moles et qui est da préférence comprise
entre 15 et 25 °/° en moles.
N
L,effluent de l'étape d,isomérisation (2), après refroidissement, peut passer
dans un séparateur S1 dont la vapeur est recyclée par la ligne 5 à l'entrée du
2 0 réacteur d'isomérisation I et l'effluent iïquide (isomérat) sortant par la
ligne 6
est vaporisé dans l'échangeur E4 avant d'être envoyé vers l'étape
d'adsorption (3).
Avant d'être introduit dans l'adsorbeur A par la ligne 5 cet isomérat est
2 5 mélangé avec un flux consistant en la partie du condensai résultant de la
condensation du distüiat de l'éiaper (3 ) de désisopentanisation qui n'a pas
été
recyclée en téte du désisopentaniseur, ce flux étant vaporisé par exemple par
échange thermique dans l'échangeur Es avec l'effluent vapeur de l'adsorbeur
A, qui est pour sa part au moins en partie condensé ; ce flux arrive par la
3 0 ligne 7.
Dans l'étape (3) d'adsorption, on fait passer le mélange vapeur ainsi
constitué
en courant ascendant dans l'adsorbeur A, dans lequel les n-paraffines sont
retenues. L'isomérat débarrassé des n-paraffines sort par la ligne 9, peut
stre
3 5 au moins en partie condensé dans l'échangeur E5 puis dans l'échangeur E~.
II peut encore ëtre refroidi dans l'échangeur E6.
~ .~ ~a
8
Le lit adsorbant est constitué en général d'un tamis moléculaire â base de
zëolithe capable d'adsorber sélectivement les n-paraffines, et ayant un
diamètre apparent de pores voisin de 5 A ; ia zéalithe 5 A convient
parfaitement â cet usage : son diamétre de pares est proche de 5 A et sa
capacité d'adsarption pour les n-paraffines est importante. On p9ut cependant
employor d'autres adsorbants tels que la chabazite ou l'érionite. Les
conditions opératoires préférées sent uns température d~ 200 à 400 °G
et
une pression de 10 à 40 bars. Le cycle d'adsorption dure en général de 2 à
minutes. L'effluent recueilli à la sertie de l'adsarbeur a4 par la ligne 9 ne
1 0 contient pratiquement que des isoparaffines (isopentane et isohexane). il
est
condensé, par exemple par échange de chaleur, comme dëjâ mentionné
précédemment. Fncore refroidi, par exemple par échange thermique avec la
charge alimentant l'étape (1 ) de dësisopentanisatian, il constitue le produit
final (ïsomérat) du procédé de l'invention.
Les n-paraffines adsorbées au cours de l'étape (3) sent ensuite désorbées
dans l'étape (4) de désorption représentée sur la Figure 2 par l'adsarbeur D,
qui n'est autre que l'absorbeur A saturé en n-paraffines et fonctionnant en
désorption. L'opération est réalisée par un abaissement de la pression
2 0 jusqu'à une valeur inférieure à 5 bars, de préférence inférieure à 3 bars,
et
par un strippags au moyen d'un flux gazeux riche en isopentane, par exemple
soutiré â un niveau de pression convenable du compresseur de la pompe à
chaleur P~ amené par la ligne 10 â tràverser l'adsarbeur D en courant
descendant. Ce flux gazeux est en général porté à une température de 250 â
2 5 050 °C dans l'échangeur E~. La proportion du flux riche en
isopentane
nécessaire â la désorption correspond avantageusement à 1 à 2 moles
d'isopentane par mole de n-paraffines à désorber. L'opération dure en
général de 2 à 10 minutes. L'effluent de l'étape de désorption (4) est recyclé
vers l'étape de dësisapentanisatian par la ligne 11 ; il est introduit dans la
3 0 colonne de désisapentanisation â un niveau inférieur â celui de
l'alimentation
en charge fraïche ou en mélange avec cette dernière.
L'adsarbeur D, après désorption, est à nouveau utilisé en adsorption.
°
-~ ~'r.~'~ ''i rW ~'j
9
Selon une variante préférée du procédé de l'invention, notamment lorsque
l'on utilise un catalyseur à base d'alumine chlorée, on intercale entre
l'étape
d'isomérisation (2) et l'étape d'adsorption (3), une étape de stabilisation de
I°effluent de I°isomérisation, destinée essentiellement à
éliminer l'acide
S chlorhydrique provenant du catalyseur an mëme temps qua l'hydrogène st
des hydrocarbures légers de C~ à C4.
Après refroidissement, par exemple par échange thermiqu~ avec la charge
alimentant ledit réacteur dans l'échangeur E3, l'effluent du réacteur
1 ü d°isomérisation consistant en un mélange diphasique est envoyé par
la ligne
4 directement dans une colonne de stabilisation S2 opérant en général à une
pression de 10 à 20 bars, avantageusement à environ 15 bars. Le
stabilisateur S2 est représenté schëmatiquement sur la Figure 3.
1 5 Le stabilisateur élimine en téte les produits les plus légers ainsi que
l'excès
éventuel d'hydrogène qui sortent par la ligne 12. Le distillat est
parüellement
condensé par refroidissement à I°eau dans l'échangeur ~8, fe condensat
obtenu pouvant être au moins partiellement recyclé vers la tête du
stabilisateur par la ligne 13, la pompe P~ et la ligne lit. Si on le désire,
on
Z 0 peut également recueillir un LPG comme distillat net, par la ligne 15.
L'acide chlorhydrique éventuellement présent (lorsque le catalyseur
d'isomérisation est à base d'alumine chlorée imprégnée de platine) est
suffisamment volatil pour passer en totalïté en tête du stabilisateur et est
2 5 évacué avec les produits gazeux par la ligne 12. Le produit de fond du
stabilisateur, exempt d'acide chlorhydrique est soutiré par la ligne 6 sous la
forme d'un flux vapeur à la pression du stabilisateur et est envoyé vers
l'adsorbeur après un chauffage complémentaire dans l'échangeur E4.
3 0 Le rebouilleur du stabilisateur sert ainsi à vaporiser la charge de
i'adsorbeur
A, à une température d'environ 150 à 200 °C, permettant
l'alimentation de ce
dernier en phase vapeur.
t, a ~..,.. ~.
Selon une autre variante du procédé, le stabilisateur S2 représenté sur la
Figure 3 est alimenté par le liquide da fond du séparateur S~ par
l'intermédiaire de la ligne 6.
S Le procédé de I°invention permet d'obtenir, à partir de charges de
naphtes
légers riches en C5/C6 présentant un Indice d'Octane Recherche (IOR) de 65
à 75, un isomérat présentant un IOR de 87 à 91.
L'exemple qui suit, non limitatif; illustre l'invention.
i0
Le procédé faisant l'objet de l'invention est mis en oeuvre dans une
installation pilote correspondant au schéma simplifié de Ia Figure 1; modifié
1 5 selon le schéma de la Figure 3. Le séparateur S' est donc remplacé par la
colonne de stabilisation S2 et an ne recycle pas d'hydrogène vers le réacteur
d'isomérisation I.
La charge F est constituée par un naphta léger préalablement désulfuré,
2 0 ayant la composition molaire suivante
Constituant % Molaire
Isobutane (iC4) 0,4
P~ormalbutane (nCa) 2,4
Isopentane (iC5) 21
IVormalpentane (nC5) 29
Cyclopentane (CP) 2,2
2-2 dimthylbutane (22 0,5
DMS)
2-3 dimthylbutane (23 0,9
DMt3)
2 mthylpentane (2 MP) 12,7
3 mthylpentane (3 MP) 10
BVormal hexane (nCs) 14
Mthylcyolopentane (MCP) 5
Cyclohexane (CFI) 0,5
~Senzne 1,3
C~~+ 0,1
11
Sa teneur en soufre est de 0,5 ppm en poids, sa teneur en eau de 500 ppm
en poids et son Indice d'Octane Recherche (IOF3) de 70,2.
La charge liquide est introduite par la conduite 1 dans la colonne de
distillation DI avec un débit d~ 77,6 Kg/h. Simultanément, on injecte dans
cette colonne, à un débit moyen de 46,8 Kg/h, un flux de recyclage issu de la
zone de désorption D par la ligne 11. La colonne, remplie d'un garnissage
structuré présentant une efficacité d"environ 40 étages théoriques, fonctionne
sous une pression de tëte de 2 bars avec un taux de reflux de 6 par rapport au
distillat net. Le ballon de reflux est équipé d'un décanteur permettant
d'évacuer une phase aqueuse au point i~ plus bas. On soutire entête, par la
ligne 2, 39,8 Kg/h de distillat riche en iC5 et renfermant en moyenne 6,9 % en
moles de nC5 et, en fond, 84,6 Kglh de liquida renfermant 12 % en moles de
iCS, 39,7 % en moles de nC5 et 17,5 % en moles de nCs. La teneur en eau du
1 5 liquide de fond est comprise entre 0,1 et 0,5 ppm en poids.
Le liquide de fond repris par une pompe est envoyé par la ligne 3 vers le
réacteur d'isomérisation I après appoint d'hydrogéne et préchauffage à une
température de 140 °C sous une pression de 30 bars. Le réacteur
renferme
2 0 52 litres d'un catalyseur d'isomérisation à base d'alumine ~ renfermant 7
en poids de chlore et 0,23 % en poids de platine. Pour maintenir (activité du
catalyseur on effectue un appoint en continu de 42 g/heure de tétrachlorure
de carbone dans la charge ce qui correspond à une teneur de 500 ppm en
poids. La réaction d'isomérisation est conduite sous une pression moyenne
2 5 de 30 bars et à une température de 140 °C (entrée) à 160 °C
(sortie). Dans
ces conditions, l'effluent hydrocarboné du réacteur d'isomérisation renferme
environ 13,9 % en moles de nC5 et 4,6 % en moles ds nC6.
L'effluent complet du réacteur d'isomérisation est envoyé directement par la
3 0 ligne 4 dans la colonne de stabilisation S2 (Figure 3) fonctionnant sous
une
pression de 15,5 bars, avec une température d'environ 200 °C au
rebouilleur
et une température de 30 °C au ballon de reflux. On purge en tête parla
ligne
12 un mélange gazeux renfermant essentiellement de l'hydrogène. La '
fraction de fond renfermant mains de 0,5 ppm en poïds de HCI est soutirée en
3 5 phase vapeur au niveau du rebouilleur par la ligne 6. Elle est mélangée
avec
:~ _ ~ ..~
lz
une parue (environ 8 Kg/h) de l'effluent de tête de la colonne DI arrivant par
ia
ligne 7 et le mélange, préchauffé à une température de 300 °C, est
introduit
en phase vapeur au bas de l'adsorbeur A par la ligne 8. Celui-ci fonctionne
sous une pression moyenne de 15 bars et à une température moyenne de
300 °C pendant la phase d'adsorption qui dure environ 6 minutes.
L°adsorbeur de 12,7 cm de diamêtre intérieur et 4 m da hauteur
renferme 38
Kg de zéolithe 5A sous forme d"extrudés de 1,6 mm de diamètre. A la sortie
de l'adsorbeur on récupére par la ligne 9, avec un débit moyen d'environ 77
Kg/h, un isomérat renfermant moins de 1 % en moles de paraffines normales
1 0 en C~ et C6 et présentant un IOR de 88 à 88,5 qui constitue le produit
final.
Simultanément le lit d'adsorbant contenu dans l'adsorbeur D, de mêmes
dimensions que celui de l'adsorbeur A et qui a servi dans une phase
d'adsorption précédente, est en phase de désorption. Celte-ci est réalisée par
1 5 abaissement de pression de 15 bars à 2 bars et injection par le haut du
réacteur, à une température de 300 °C et avec un débit moyen de 31,8
Kg/h,
du reste de l'effluent de tête de la oolonr~e DI riche en iC5 (ligne 10). l_a
température du lit d°adsorbant est voisine de 300 °C durant
toute la phase de
désorption qui dure 8 minutes. L'effluent de désorption soutiré au bas de
2 0 l'adsorbeur D renferme environ 27 % en moles de nC5 et 7,5 % en moles de
nCs. II est recyclé par la ligne 11 vers la colonne de distillation DI.
A la fin de chaque période de 6 minutes, les adsorbeurs A et D sont permutés
au moyen d°un jeu de vannes, de manière à fonctionner alternativement
en
2 5 phase d'adsorption et de désorption.
Le procédé a été mis en oeuvre en continu pendant 45 jours dans les
conditions décrites précédemment en fournissant un isomérat dont l'lndïce
d'Octane Recherche (IOR) est resté compris entre 88 et 88,5.
