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~19~08
1
PROCEDE DE REDUCTION SELECTIVE DE LA TENEUR EN ,
BENZENE ET EN COMPOSES INSATURES LEGERS D'UNE
COUPE D'HYDROCARBURES
L'invention concerne un procédé de réduction sélective de la teneur en
composés
insaturés légers (c'est-à-dire contenant au plus six atomes de carbone par
molécule) dont le benzène, d'une coupe d'hydrocarbures comportant
essentiellement au moins 5 atomes de carbone par molécule, sans perte sensible
de l'indice d'octane, ledit procédé comprenant le passage de ladite coupe dans
une zone de distillation associée à une zone réactionnelle d'hydrogénation,
suivi
du passage d'une partie de l'effluent de la zone de distillation comprenant
principalement des hydrocarbures C5-Cg, c'est-à-dire contenant 5 et/ou 6
atomes
de carbone par molécule, dans une zone d'isomérisation de paraffines.
Compte tenu de la nocivité reconnue du benzène et des oléfines, composés
insaturés, la tendance générale est de réduire la teneur de ces constituants
dans
les essences.
Le benzène a des propriétés cancérigènes et il est par conséquent exigé de
limiter
au maximum toute possibilité de polluer l'air ambiant, notamment en l'excluant
pratiquement des carburants automobiles. Aux Etats-Unis les carburants
reformulés ne doivent pas contenir plus de 1 % de benzène; en Europe, même si
les spécifications ne sont pas encore aussi sévères, il est préconisé de
tendre
2 0 progressivement vers cette valeur.
Les oléfines ont été reconnues comme étant parmi les hydrocarbures les plus
réactifs dans le cycle de réactions photochimiques avec les oxydes d'azote,
qui se
produit dans l'atmosphère et qui conduit à la formation d'ozone. Une élévation
de
la concentration d'ozone dans l'air peut être source de troubles
respiratoires. La
diminution de la teneur en oléfines des essences, et plus particulièrement des
oléfines les plus légères qui ont le plus tendance à se volatiliser lors des
manipulations du carburant, est par conséquent souhaitable.
30 La teneur en benzène d'une essence est très largement dépendante de celle
de la
composante réformat de cette essence. Le réformat résulte d'un traitement
catalytique de naphta destiné à produire des hydrocarbures aromatiques,
comprenant principalement de 6 à 9 atomes de carbone dans leur molécule et
dont l'indice d'octane très élevé confère à l'essence ses propriétés
antidétonantes.
21908
2
Pour les raisons de nocivité décrites ci-dessus, il est donc nécessaire de
réduire
au maximum la teneur en benzène du réformat. Plusieurs voies sont
envisageables.
Une première voie consiste à limiter, dans le naphta constituant la charge
d'une
unité de reformage catalytique, la teneur en précurseurs du benzène, tels que
le
cyclohexane et le méthylcyclopentane. Cette solution permet effectivement de
réduire sensiblement la teneur en benzène de l'effluent de l'unité de
réformage
mais ne peut suffire à elle seule lorsqu'il s'agit de descendre à des teneurs
aussi
1o basses que 1 %. Une seconde voie consiste à éliminer, par distillation, une
fraction
légère du réformat contenant le benzène. Cette solution conduit à une perte de
l'ordre de 15 à 20% d'hydrocarbures qui seraient valorisables dans les
essences.
Une troisième voie consiste à extraire le benzène présent dans l'effluent de
l'unité
de réformage. Plusieurs techniques connues sont en principe applicables
extraction par solvant, distillation extractive, adsorption. Aucune de ces
techniques
n'est appliquée industriellement, car aucune ne permet d'extraire
sélectivement le
benzène d'une manière économique. Une quatrième voie consiste à transformer
chimiquement le benzène pour le convertir en un constituant non visé par les
limitations légales. L'alkylation par l'éthylène par exemple transforme le
benzène
principalement en éthylbenzène. Cette opération est cependant onéreuse du fait
de l'intervention de réactions secondaires qui nécessitent des séparations
coûteuses en énergie.
Le benzène d'un réformat peut également être hydrogéné en cyclohexane.
Comme il est impossible d'hydrogéner sélectivement le benzène d'un mélange
d'hydrocarbures contenant également du toluène et des xylènes, il est donc
nécessaire de fractionner préalablement ce mélange de manière à isoler une
coupe ne contenant que le benzène, qui peut alors être hydrogéné. II a
également
été décrit un procédé dans lequel le catalyseur d'hydrogénation du benzène est
3o inclus dans la zone de rectification de la colonne de distillation qui
sépare le
benzène des autres aromatiques (Benzene Reduction - Kerry Rock and Gary
Gildert CDTECH - 1994 Conference on Clean Air Act Implementation and
Reformulated Gasoline - Oct. 94 ), ce qui permet de réaliser une économie
d'appareillage.
~~fl~fl~~
w°- 3
L'hydrogénation du benzène d'un réformat conduit à une perte d'indice
d'octane.
Cette perte d'octane peut être compensée par l'adjonction de composés d'indice
d'octane élevé, par exemple des éthers tels que le MTBE ou l'ETBE, ou des
hydrocarbures paraffiniques ramifiés. Ces hydrocarbures paraffiniques ramifiés
peuvent être générés à partir du réformat lui-même, par isomérisation des
paraffines linéaires. II est cependant connu que les catalyseurs
d'isomérisation des
paraffines linéaires en paraffines branchées ne sont pas inactifs vis-à-vis
d'hydrocarbures d'autres familles chimiques. Parmi ceux qui distillent avec le
benzène du fait du phénomène d'azéotropie, le cyclohexane par exemple est
1o converti partiellement en méthylcyclopentane. Cette réaction de produits
naphténiques est en concurrence sur le catalyseur avec la réaction
d'isomérisation
des paraffines et en réduit par conséquent l'avancement. D'autre part les
isoparaffines à 7 atomes de carbone par molécule subissent un craquage qui
conduit d'une part à un encrassement progressif du catalyseur d'isomérisation,
donc à une activité moindre, et d'autre part, à une diminution du rendement du
produit recherché, c'est-à-dire du réformat léger à inclure dans l'essence.
Le procédé selon l'invention évite les désavantages cités, c'est-à-dire qu'il
permet
de produire au moindre coût, à partir d'un réformat brut , un réformat
appauvri en
2o benzène ou, si nécessaire, quasi totalement épuré de benzène ainsi que
d'autres
hydrocarbures insaturés contenant au plus six atomes de carbone par molécule
tels que les oléfines légères, sans perte significative de rendement, et avec
très
peu de perte ou avec un gain d'indice d'octane.
Le procédé est caractérisé par l'intégration des trois opérations de
distillation,
d'hydrogénation et d'isomérisation agencées et opérées de manière à éviter au
moins en partie, de préférence en majeure partie, l'entraînement, par
azéotropie
avec le benzène, de cyclohexane et des isoparaffines à 7 atomes de carbone par
molécule, dans le distillat qui est dirigé vers l'isomérisation. Ainsi le
procédé selon
l'invention réalise au moins partiellement l'hydrogénation sélective du
benzène et
de tout composé insaturé comprenant au plus six atomes de carbone par molécule
et différent du benzène, éventuellement présent dans la charge.
Le procédé selon l'invention est un procédé de traitement d'une charge,
constituée
en majeure partie par des hydrocarbures comportant au mains 5, de préférence
entre 5 et 9 atomes de carbone par molécule, et comprenant au moins un
~~o~os~
4
composé insaturé comportant au plus six atomes de carbone par molécule dont du
benzène, tel que:
- on traite ladite charge dans une zone de distillation, comportant une zone
d'épuisement et une zone de rectification, associée à une zone réactionnelle
d'hydrogénation, comportant au moins un lit catalytique, dans laquelle on
réalise
l'hydrogénation d'au moins une partie des composés insaturés comprenant au
plus six atomes de carbone par molécule, c'est-à-dire comprenant jusqu'à six
(inclus) atomes de carbone par molécule, et contenus dans la charge, en
l0 présence d'un catalyseur d'hydrogénation et d'un flux gazeux comprenant, de
préférence en majeure partie, de l'hydrogène, la charge de la zone
réactionnelle
étant prélevée à la hauteur d'un niveau de prélèvement et représentant au
moins
une partie, de préférence la majeure partie, du liquide coulant dans la zone
de
distillation, de préférence coulant dans la zone de rectification et de façon
encore
plus préférée coulant à un niveau intermédiaire de la zone de rectification,
l'effluent de la zone réactionnelle étant au moins en partie, de préférence en
majeure partie, réintroduit dans la zone de distillation, de manière à assurer
la
continuité de la distillation, et de façon à sortir finalement en tête de la
zone de
distillation un effluent très appauvri en composés insaturés comprenant au
plus six
atomes de carbone par molécule, et en fond de zone de distillation un effluent
également appauvri en composés insaturés comprenant au plus six atomes de
carbone par molécule.
- on traite dans une zone d'isomérisation au moins une partie, de préférence
la
majeure partie, de l'effluent soutiré en tête de zone de distillation, ladite
partie
renfermant des paraffines contenant 5 et/ou 6 atomes de carbone par molécule
(c'est-à-dire choisies dans le groupe formé par les paraffines comportant 5
atomes
de carbone par molécule et les paraffines comportant 6 atomes de carbone par
molécule), éventuellement en présence d'une autre coupe comprenant des
paraffines renfermant en majeure partie 5 et/ou 6 atomes de carbones par
molécule, en présence d'un catalyseur d'isomérisation, de façon à obtenir un
isomérat.
L'autre coupe comprenant des paraffines renfermant en majeure partie 5 et/ou 6
atomes de carbones par molécule, éventuellement présente dans la charge
d'isomérisation avec la partie de l'effluent soutiré en tête de zone de
distillation,
21940~~ .
provient de toute source connue de l'homme du métier. On peut citer à titre
indicatif une coupe dite de naphta léger provenant d'une unité de
fractionnement
de naphta.
5 La charge qui alimente la zone de distillation est introduite dans ladite
zone
généralement au moins à un niveau de ladite zone, de préférence principalement
à un seul niveau de ladite zone.
La zone de distillation comprend généralement au moins une colonne munie d'au
l0 moins un interne de distillation choisi dans le groupe formé par les
plateaux, les
garnissages en vrac et les garnissages structurés, ainsi qu'il est connu de
l'homme
du métier, tel que l'efficacité globale totale est généralement au moins égale
à cinq
étages théoriques. Dans les cas connus de l'homme du métier où la mise en
oeuvre d'une seule colonne pose des problèmes, on préfère généralement scinder
ladite zone de façon à utiliser finalement au moins deux colonnes qui, mises
bout à
bout, réalisent ladite zone, c'est-à-dire que les zones de rectification,
éventuellement réactionnelle et d'épuisement se répartissent sur les colonnes.
En
pratique, lorsque la zone réactionnelle est au moins en partie interne à la
zone de
distillation, la zone de rectification ou la zone d'épuisement, et de
préférence la
2o zone d'épuisement, peut généralement se trouver dans au moins une colonne
différente de la colonne comprenant la partie interne de la zone
réactionnelle.
La zone réactionnelle d'hydrogénation comprend généralement au moins un lit
catalytique d'hydrogénation, de préférence de 1 à 4 lits) catalytiques) ; dans
le
cas où au moins deux lits catalytiques se trouvent incorporés dans la zone
de distillation, ces deux lits sont éventuellement séparés par au moins un
interne
de distillation. La zone réactionnelle d'hydrogénation réalise au moins
partiellement l'hydrogénation du benzène présent dans la charge, généralement
de telle façon que la teneur en benzène de l'effluent de tête soit au maximum
égale à une certaine teneur, et ladite zone réactionnelle réalise au moins en
partie,
de préférence en majeure partie, l'hydrogénation de tout composé insaturé
comprenant au plus six atomes de carbone par molécule et différent du benzène,
éventuellement présent dans la charge.
Selon un premier mode de réalisation de l'invention, le procédé selon
l'invention
est tel que la zone réactionnelle d'hydrogénation est au moins en partie, de
~~~~~8~
6
préférence en totalité, interne à la zone de distillation. Alors, pour la
partie de la
zone réactionnelle interne à la zone de distillation, le prélèvement de
liquide est
fait naturellement par écoulement dans la partie de la zone réactionnelle
interne à
la zone de distillation, et la réintroduction de l'effluent en zone de
distillation se fait
aussi naturellement par écoulement du liquide à partir de la zone
réactionnelle
interne à la zone de distillation de manière à assurer la continuité de la
distillation.
De plus, le procédé selon l'invention est de préférence tel que l'écoulement
du
liquide à hydrogéner est co-courant à l'écoulement du flux gazeux comprenant
de
l'hydrogène, pour tout lit catalytique de la partie interne de la zone
to d'hydrogénation, et de façon encore plus préférée tel que l'écoulement du
liquide à
hydrogéner est co-courant à l'écoulement du flux gazeux comprenant de
t'hydrogène et tel que la vapeur de distillation est séparée dudit liquide,
pour tout lit
catalytique de la partie interne de la zone d'hydrogénation.
Selon un deuxième mode de réalisation de l'invention, indépendamment du mode
de réalisation précédent, le procédé selon l'invention est tel que la zone
réactionnelle d'hydrogénation est au moins en partie, de préférence en
totalité,
externe à la zone de distillation. Alors l'effluent d'au moins un lit
catalytique de la
partie externe de la zone de déshydrogénation est réintroduit généralement
2o sensiblement à proximité d'un niveau de prélèvement, de préférence du
niveau de
prélèvement qui a alimenté ledit lit catalytique. Généralement, le procédé
selon
l'invention comprend de 1 à 4 niveaux) de prélèvement qui alimentent) la
partie
externe de la zone d'hydrogénation. Alors, deux cas peuvent se présenter. Dans
le
premier cas, la partie externe de la zone d'hydrogénation est alimentée par un
seul
niveau de prélèvement, et alors, si ladite partie comprend au moins deux lits
catalytiques répartis dans au moins deux réacteurs, lesdits réacteurs sont
disposés en série ou en parallèle. Dans le second cas, préféré selon la
présente
invention, la partie externe de la zone d'hydrogénation est alimentée par au
moins
deux niveaux de prélèvement.
Selon un troisième mode de réalisation de l'invention, qui combine les deux
modes
de réalisation décrits précedemment, le procédé selon l'invention est tel que
la
zone d'hydrogénation est à la fois partiellement incorporée dans la zone de
distillation, c'est-à-dire interne à la zone de distillation, et partiellement
externe à la
zone de distillation. Selon un tel mode de réalisation, la zone
d'hydrogénation
comprend au moins deux lits catalytiques, au moins un lit catalytique étant
interne
21~~08~
à la zone de distillation, et au moins un autre lit catalytique étant externe
à la zone
de distillation. Dans le cas où la partie externe de la zone d'hydrogénation
comporte au moins deux lits catalytiques, chaque lit catalytique est alimenté
par un
seul niveau de prélèvement, de préférence associé à un seul niveau où
l'effluent
dudit lit catalytique de la partie externe de la zone d'hydrogénation est
réintroduit,
ledit niveau de prélèvement étant distinct du niveau de prélèvement qui
alimente
((es) autres) lits) catalytique(s). Généralement, le liquide à hydrogéner,
soit
partiellement, soit totalement, circule d'abord dans la partie externe de la
zone
d'hydrogénation puis la partie interne de ladite zone. La partie de la zone
1o réactionnelle interne à la zone de distillation a les caractéristiques
décrites dans le
premier mode de réalisation. La partie de la zone réactionnelle externe à la
zone
de distillation a les caractéristiques décrites dans le deuxième mode de
réalisation.
Selon un autre mode de réalisation de l'invention, indépendamment ou non des
modes de réalisation précédents, le procédé selon l'invention est tel que
l'écoulement du liquide à hydrogéner est co-courant ou contre-courant, de
préférence co-courant, à l'écoulement du flux gazeux comprenant de
l'hydrogène,
pour tout lit catalytique de la zone d'hydrogénation.
Pour la réalisation de l'hydrogénation selon le procédé de l'invention, le
rapport
molaire théorique d'hydrogène nécessaire pour la conversion désirée du benzène
est de 3. La quantité d'hydrogène distribué, dans le flux gazeux, avant ou
dans la
zone d'hydrogénation est éventuellement en excès par rapport à cette
stoechiométrie, et ce d'autant plus que l'on doit hydrogéner, en plus du
benzène
présent dans la charge, au moins partiellement tout composé insaturé
comprenant
au plus six atomes de carbone par molécule et présent dans ladite charge.
L'hydrogène en excès, si il en existe, peut être avantageusement récupéré par
exemple selon l'une des techniques décrites ci-après. Selon une première
technique, l'hydrogène en excès qui sort en tête de zone de distillation est
récupéré, puis comprimé et réutilisé dans la zone d'hydrogénation. Selon une
deuxième technique, l'hydrogène en excès qui sort en tête de zone de
distillation
est récupéré, puis comprimé et réutilisé dans la zone d'isomérisation. Selon
une
troisième technique, l'hydrogène en excès qui sort en tëte de zone de
distillation
est récupéré, puis injecté en amont des étapes de compression associées à une
unité de réformage catalytique, en mélange avec de (hydrogène provenant de
~1~~8.~
ladite unité, ladite unité opérant de préférence à basse pression, c'est-à-
dire
généralement une pression inférieure à 8 bar (1 bar = 105 Pa).
L'hydrogène utilisé selon l'invention pour l'hydrogénation des composés
insaturés
comprenant au plus six atomes de carbone par molécule, et compris dans le flux
gazeux, peut provenir de toutes sources produisant de l'hydrogène à au moins
50
volume de pureté, de préférence au moins 80 % volume de pureté et de façon
encore plus préférée au moins 90 % volume de pureté. Par exemple, on peut
citer
l'hydrogène provenant des procédés de réformage catalytique, de méthanation,
de
1o P.S.A. (adsorption par alternance de pression), de génération
éléctrochimique, de
vapocraquage ou de réformage à la vapeur. On peut également envisager, par
exemple, que l'hydrogène injecté dans le procédé d'hydrogénation passe d'abord
par l'étape d'isomérisation. Dans un tel cas, de l'hydrogène est injecté dans
l'unité
d'isomérisation pour retarder la désactivation du catalyseur d'isomérisation
par
dépôt de carbone. L'hydrogène non consommé de la zone d'isomérisation peut
être ensuite purifié puis utilisé dans l'unité d'hydrogénation.
Une des réalisations préférées du procédé selon l'invention, indépendante ou
non
des réalisations précédentes, est telle que l'effluent de fond de la zone de
distillation est mélangé au moins en partie à l'effluent d'isomérisation. Le
mélange
ainsi obtenu peut, après stabilisation éventuelle, être utilisé comme
carburant soit
directement, soit par incorporation aux fractions carburants.
Généralement, de façon préférée, les conditions opératoires sont
judicieusement
choisies, en relation avec la nature de la charge et avec d'autres paramètres
connus du spécialiste de la distillation réactive, tel que le rapport
distillat/charge,
de telle manière que l'effluent de tête de la zone de distillation est
pratiquement
exempt de cyclohexane et d'isoparaffines comprenant 7 atomes de carbone par
molécule. Ainsi, le procédé selon l'invention est généralement et de façon
préférée
tel que l'effluent de tête de la zone de distillation est pratiquement exempt
de
cyclohexane et d'isoparaffines comprenant 7 atomes de carbone par molécule.
Lorsque la zone d'hydrogénation est au moins en partie incorporée à la zone de
distillation, le catalyseur d'hydrogénation peut être disposé dans ladite
partie
incorporée suivant les différentes technologies proposées pour conduire des
distillations catalytiques. Elles sont essentiellement de deux types.
21J~~8~
9
Suivant le premier type de technologies, la réaction et la distillation
procèdent
simultanément dans le même espace physique, comme l'enseignent par exemple
la demande de brevet WO-A-90/02.603, les brevets US-A-4.471.154,
US-A-4.475.005, US-A-4.215.011, US-A-4.307.254, US-A-4.336.407,
US-A-4.439.350, US-A-5.189.001, US-A-5.266.546, US-A-5.073.236,
US-A-5.215.011, US-A-5.275.790, US-A-5.338.517, US-A-5.308.592,
US-A-5.236.663, US-A-5.338.518, ainsi que les brevets EP-B1-0.008.860,
EP-B1-0.448.884, EP-B1-0.396.650 et EP-B1-0.494.550 et la demande de brevet
EP-A1-0.559.511. Le catalyseur est alors généralement en contact avec une
l0 phase liquide descendante, générée par le reflux introduit au sommet de la
zone
de distillation, et avec une phase vapeur ascendante, générée par la vapeur de
rebouillage introduite en fond de zone. Selon ce type de technologies, le flux
gazeux comprenant de l'hydrogène nécessaire à la zone réactionnelle, pour la
réalisation du procédé selon l'invention, pourrait être joint à la phase
vapeur,
sensiblement à l'entrée d'au moins un lit catalytique de la zone
réactionnelle.
Suivant le second type de technologies, le catalyseur est disposé de telle
façon
que la réaction et la distillation procèdent généralement de manière
indépendante
et consécutive, comme l'enseignent par exemple les brevets US-A-4.847.430,
US-A-5.130.102 et US-A-5.368.691, la vapeur de la zone de distillation ne
traversant pratiquement pas tout lit catalytique de la zone réactionnelle.
Ainsi le
procédé selon l'invention est généralement tel que l'écoulement du liquide à
hydrogéner est co-courant à l'écoulement du flux gazeux comprenant de
l'hydrogène et tel que la vapeur de distillation n'est pratiquement pas en
contact
avec le catalyseur (ce qui se traduit généralement en pratique par le fait que
ladite
vapeur est séparée dudit liquide à hydrogéner), pour tout lit catalytique de
la partie
interne de la zone d'hydrogénation. Dans tous les cas de ce second type de
technologies, tout lit catalytique de la partie de la zone réactionnelle qui
est dans la
zone de distillation est généralement tel que le flux gazeux comprenant de
l'hydrogène et le flux du liquide qui va réagir circulent à co-courant,
généralement
ascendant, à travers ledit lit, même si globalement, dans la zone de
distillation
catalytique, le flux gazeux comprenant de l'hydrogène et le flux du liquide
qui va
réagir circulent à contre-courant. De tels systèmes comportent généralement au
moins un dispositif de distribution de liquide qui peut être par exemple un
répartiteur de liquide, dans tout lit catalytique de la zone réactionnelle.
Néanmoins,
dans la mesure où ces technologies ont été conçues pour des réactions
~19408~
catalytiques intervenant entre des réactifs liquides, elles ne peuvent
convenir sans
modification pour une réaction catalytique d'hydrogénation, pour laquelle l'un
des
réactifs, l'hydrogène, est à l'état gazeux. Pour tout lit catalytique de la
partie
interne de la zone d'hydrogénation, il est donc généralement nécessaire
d'adjoindre un dispositif de distribution de flux gazeux comprenant de
l'hydrogène,
par exemple selon l'une des trois techniques décrites ci-après. Ainsi, la
partie
interne de la zone d'hydrogénation comporte au moins un dispositif de
distribution
de liquide et au moins un dispositif de distribution de flux gazeux comprenant
de
l'hydrogène, pour tout lit catalytique de la partie interne de la zone
1o d'hydrogénation. Selon une première technique, le dispositif de
distribution du flux
gazeux comprenant de l'hydrogène est disposé avant le dispositif de
distribution
de liquide, et donc avant le lit catalytique. Selon une deuxième technique, le
dispositif de distribution du flux gazeux comprenant de l'hydrogène est
disposé au
niveau du dispositif de distribution de liquide, de telle façon que le flux
gazeux
comprenant de l'hydrogène soit introduit dans le liquide avant le lit
catalytique.
Selon une troisième technique, le dispositif de distribution de flux gazeux
comprenant de l'hydrogène est disposé après le dispositif de distribution de
liquide, et donc au sein du lit catalytique, de préférence non loin dudit
dispositif de
distribution du liquide dans ledit lit catalytique. Les termes "avant" et
"après"
2o utilisés ci-avant s'entendent par rapport au sens de circulation du liquide
qui va
traverser le lit catalytique, c'est-à-dire généralement dans le sens
ascendant.
Une des réalisations préférées du procédé selon l'invention est telle que le
catalyseur de la partie interne de la zone d'hydrogénation est disposé dans la
zone
réactionnelle suivant le dispositif de base décrit dans le brevet US-A-
5.368.691,
aménagé de manière que tout lit catalytique interne à la zone de distillation
soit
alimenté par un flux gazeux comprenant de de l'hydrogène, régulièrement
distribué
à sa base, par exemple selon l'une des trois techniques décrites ci-avant.
Suivant
cette technologie, si la zone de distillation comprend une seule colonne et si
la
3o zone d'hydrogénation est en totalité interne à ladite colonne, le
catalyseur compris
dans tout lit catalytique, interne à la zone de distillation, est alors en
contact avec
une phase liquide ascendante, générée par le reflux introduit au sommet de la
colonne de distillation, et avec le flux gazeux comprenant de l'hydrogène qui
circule dans le même sens que le liquide; le contact avec la phase vapeur de
la
distillation est évité en faisant transiter cette dernière par au moins une
cheminée
spécialement aménagée.
Lorsque la zone d'hydrogénation est au moins en partie interne à la zone de
distillation, les conditions opératoires de la partie de la zone
d'hydrogénation
interne à la zone de distillation sont liées aux conditions opératoires de la
distillation. La distillation est conduite de manière que son produit de fond
contienne la majeure partie du cyclohexane et des isoparaffines à 7 atomes de
carbone de la charge, ainsi que du cyclohexane formé par hydrogénation du
benzène. Elle est réalisée sous une pression généralement comprise entre 2 et
20
bar, de préférence entre 4 et 10 bar (1 bar = 105 Pa), avec un taux de reflux
compris entre 1 et 10, et de préférence compris entre 3 et 6. La température
de
tête de zone est comprise généralement entre 40 et 180°C et la
température de
fond de zone est comprise généralement entre 120 et 280°C. La réaction
d'hydrogénation est conduite dans des conditions qui sont le plus généralement
intermédiaires entre celles établies en tête et en fond de zone de
distillation, à une
température comprise entre 100 et 200°C, et de préférence comprise
entre 120 et
180°C, et à une pression comprise entre 2 et 20 bar, de préférence
entre 4 et
10 bar. Le liquide soumis à l'hydrogénation est alimenté par un flux gazeux
comprenant de l'hydrogène dont le débit dépend de la concentration en benzène
dans ledit liquide et, plus généralement, des composés insaturés comportant au
plus six atomes de carbone par molécule de la charge de la zone de
distillation. II
est généralement au moins égal au débit correspondant à la stoechiométrie des
réactions d'hydrogénation en jeu (hydrogénation du benzène et des autres
composés insaturés comportant au plus six atomes de carbone par molécule,
compris dans la charge d'hydrogénation) et au plus égal au débit correspondant
à
10 fois la stoechiométrie, de préférence compris entre 1 et 6 fois la
stoechiométrie,
de manière encore plus préférée compris entre 1 et à 3 fois la stoechiométrie.
Lorsque la zone d'hydrogénation est en partie externe à la zone de
distillation, le
catalyseur disposé dans ladite partie externe l'est suivant toute technologie
connue
de l'homme de métier dans des conditions opératoires (température,
pression...)
3o indépendantes ou non, de préférence indépendantes, des conditions
opératoires
de la zone de distillation.
Dans la partie de la zone d'hydrogénation externe à la zone de distillation,
les
conditions opératoires sont généralement les suivantes. La pression requise
pour
cette étape d'hydrogénation est généralement comprise entre 1 et 60 bar
absolus,
de préférence entre 2 et 50 bar et de façon encore plus préférée entre 5 et 35
bar.
'-' 12
La température opératoire de la partie externe de la zone d'hydrogénation est
généralement comprise entre 100 et 400 °C, de préférence entre 120 et
350 °C et
de façon préférée entre 140 et 320 °C. La vitesse spatiale au sein de
la partie
externe de ladite zone d'hydrogénation, calculée par rapport au catalyseur,
est
généralement comprise entre 1 et 50 et plus particulièrement entre 1 et 30 h'1
(volume de charge par volume de catalyseur et par heure). Le débit d'hydrogène
correspondant à la stoechiométrie des réactions d'hydrogénation en jeu est
compris entre 0,5 et 10 fois ladite stoechiométrie, de préférence entre 1 et 6
fois
ladite stoechiométrie et de façon encore plus préférée entre 1 et 3 fois
ladite
1o stoechiométrie. Mais les conditions de température et de pression peuvent
aussi,
dans le cadre du procédé de la présente invention, être comprises entre celles
qui
sont établies en tête et en fond de zone de distillation.
De façon plus générale, quelle que soit la position de la zone d'hydrogénation
par
rapport à la zone de distillation, le catalyseur utilisé dans la zone
d'hydrogénation
selon le procédé de la présente invention comprend généralement au moins un
métal choisi dans le groupe formé par le nickel et le platine, utilisé tel
quel ou de
préférence déposé sur un support. Le métal doit généralement se trouver sous
forme réduite au moins pour 50 % en poids de sa totalité. Mais tout autre
2o catalyseur d'hydrogénation connu de l'homme du métier peut également être
choisi.
Lors de l'utilisation du platine, le catalyseur peut contenir avantageusement
au
moins un halogène dans une proportion en poids par rapport au catalyseur
comprise entre 0,2 et 2 %. De manière préférée, on utilise le chlore ou le
fluor ou
la combinaison des deux dans une proportion par rapport au poids total de
catalyseur comprise entre 0,2 et 1,5 %. Dans le cas de l'utilisation d'un
catalyseur
contenant du platine, on utilise généralement un catalyseur tel que la taille
moyenne des cristallites de platine est inférieure à 60.10'10 m, de préférence
inférieure à 20.10'10 m, de façon encore plus préférée inférieure à 10.10'10
m. De
plus, la proportion totale de platine par rapport au poids total de catalyseur
est
généralement comprise entre 0,1 et 1 % et de façon préférée entre 0,1 et 0,6
%.
Dans le cas de l'utilisation du nickel, la proportion de nickel par rapport au
poids
total de catalyseur est comprise entre 5 et 70 %, plus particulièrement entre
10 et
70 % et de façon préférée entre 15 et 65 %. De plus, on utilise généralement
un
13
catalyseur tel que la taille moyenne des cristallites de nickel est inférieure
à
100.10-10 m, de préférence inférieure à 80.10-10 m, de façon encore plus
préférée inférieure à 60.10 10 m.
Le support est généralement choisi dans le groupe formé par l'alumine, les
silice
alumines, la silice, les zéolithes, le charbon actif, les argiles, les ciments
alumineux, les oxydes de terres rares et les oxydes alcalino-terreux, seuls ou
en
mélange. On utilise de préférence un support à base d'alumine ou de silice, de
surface spécifique comprise entre 30 et 300 m2/g, de préférence entre 90 et
t0 260 m2/g.
Le catalyseur d'isomérisation utilisé dans la zone d'isomérisation selon la
présente
invention est généralement de deux types. Mais tout autre catalyseur
d'isomérisation connu de l'homme du métier peut également être choisi.
Le premier type de catalyseur est à base d'alumine. De préférence, il comprend
au
moins un métal du groupe VIII de la classification périodique des éléments et
un
support comprenant de l'alumine. De préférence, il comprend en outre au moins
un
halogène, de préférence le chlore. Ainsi un catalyseur préféré selon la
présente
invention comprend au moins un métal du groupe VIII déposé sur un support
constitué d'alumine éta et/ou d'alumine gamma, c'est-à-dire que par exemple
ledit
support est constitué d'alumine éta et d'alumine gamma, la teneur en alumine
éta
étant comprise entre 85 et 95 % poids par rapport au support, de préférence
entre
88 et 92 % poids, et de manière encore plus préférée entre 89 et 91 % poids,
le
complément à 100 % poids du support étant constitué d'alumine gamma. Mais le
support du catalyseur peut aûssi par exemple être constitué essentiellement
d'alumine gamma. Le métal du groupe VIII est de préférence choisi dans le
groupe
formé par le platine, le palladium et le nickel.
L'alumine éta éventuellement utilisée dans la présente invention a une surface
spécifique généralement comprise entre 400 et 600 m2/g et de manière préférée
entre 420 et 550 m2/g, et un volume poreux total généralement compris entre
0,3
et 0,5 cm3/g et de manière préférée entre 0,35 et 0,45 cm3/g.
L'alumine gamma éventuellement utilisée dans la présente invention possède
généralement une surface spécifique comprise entre 150 et 300 m2/g et de
~~~~o~.~
' 14
préférence entre 180 et 250 m2/g, un volume poreux total généralement compris
entre 0,4 et 0,8 cm3/g et de manière préférée entre 0,45 et 0,7 cm3/g.
Les deux types d'alumine, lorsqu'elles sont utilisées en mélange, sont
mélangées
et mises en forme, dans des proportions définies par toute technique connue de
l'homme du métier, par exemple par extrusion au travers d'une filière, par
pastillage ou dragéification.
Un second type de catalyseur utilisé dans la zone d'isomérisation selon le
procédé
1o de la présente invention est un catalyseur à base de zéolithe, c'est-à-dire
comprenant au moins un métal du groupe VIII et une zéolithe. Différentes
zéolithes
peuvent être utilisées pour ledit catalyseur ; ladite zéolithe est de
préférence
choisie dans le groupe formé par la mordénite ou la zéolithe oméga S2 On
utilise de
manière préférée une mordénite ayant un rapport Si/AI (atomique) compris entre
5
et 50 et de préférence entre 5 et 30, une teneur en sodium inférieure à 0,2 %
et de
manière préférée inférieure à 0,1% (par rapport au poids de zéolithe sèche),
un
volume de maille V de la maille élémentaire compris entre 2,78 et 2,73 nm3 et
de
manière préférée entre 2,77 et 2,74 nm3, une capacité d'absorption de benzène
supérieure à 5 % et de préférence supérieure à 8 % (par rapport au poids de
solide sec). La mordénite ainsi préparée est ensuite mélangée à une matrice
généralement amorphe (alumine, silice alumine, kaolin,...) et mise en forme
par
toute méthode connue de l'homme du métier (extrusion, pastillage,
dragéification).
La teneur en mordénite du support ainsi obtenu doit être supérieure à 40 % et
de
préférence supérieure à 60 % en poids.
On peut également utiliser un catalyseur à base de zéolithe oméga SZ ou
mazzite.
Ladite zéolithe possède un rapport molaire Si02/A1203 compris entre 6,5 et 80,
de
préférence entre 10 et 40, une teneur pondérale en sodium inférieure à 0,2 %,
de
préférence inférieure à 0,1 %, par rapport au poids de zéolithe sèche. Elle
possède habituellement des paramètres cristallins "a" et "c" respectivement
inférieurs ou égaux à 1,814 nm et 0,760 nm (1 nm = 10-9 m), de préférence
respectivement compris entre 1,814 et 1,794 nm et entre 0,760 et 0,749 nm, une
capacité d'adsorption d'azote, mesurée à 77 K sous une pression partielle
égale à
0,19 bar, supérieure à environ 8 % en poids, de préférence supérieure à
environ
11 % en poids. Sa répartition poreuse comprend généralement entre 5 et 50 % du
volume poreux contenu dans des pores de rayon (mesurés par la méthode BJH)
2I~~~a85
situés entre 1,5 et 14 nm, de préférence entre 2,0 et 8,0 nm (mésopores).
D'une
façon générale, son taux de cristallinité DX (mesurée d'après son
diffractogramme
de rayons X) est supérieur à 60 %.
5 Le support zéolithique ainsi obtenu a une surface spécifique généralement
comprise entre 300 et 550 m2/g et de préférence entre 350 et 500 m2/g et un
volume poreux généralement compris entre 0,3 et 0,6 cm3/g et de préférence
entre 0,35 et 0,5 cm3/g.
1o Cruel que soit le support du catalyseur d'isomérisation (alumine ou
zéolithe), au
moins un métal hydrogénant du groupe VIII, de préférence choisi dans le groupe
formé par le platine, le palladium et le nickel, est ensuite déposé sur ce
support,
par toute technique connue de l'homme du métier, par exemple dans le cas'du
platine par échange anionique sous forme d'acide hexachloroplatinique lorsque
le
15 support est l'alumine et par échange cationique avec du chlorure de platine
tétramine lorsque le support est une zéolithe.
Dans le cas du platine ou du palladium, la teneur en poids est comprise entre
0,05
et 1 % et de manière préférée entre 0,1 et 0,6 %. Dans le cas du nickel la
teneur
2o pondérale est comprise entre 0,1 et 10 % et de manière préférée entre 0,2
et 5 %.
Le catalyseur d'isomérisation ainsi préparé peut être réduit sous hydrogène.
Dans
le cas où le support est à base d'alumine, ledit catalyseur est soumis à un
traitement d'halogénation, de préférence de chloration, par tout composé
halogéné, de préférence chloré, connu de l'homme du métier tel que par exemple
le tétrachlorure de carbone ou le perchloréthylène. La teneur en halogène, de
préférence en chlore, du catalyseur final est comprise de préférence entre 5
et
15 % poids et de manière préférée entre 6 et 12 % poids. Ce traitement
d'halogénation, de préférence de chloration, du catalyseur peut être effectué
soit
directement dans l'unité avant injection de la charge ("in-situ" ) soit hors
site. Dans
un tel cas, il est aussi possible de procéder au traitement d'halogénation, de
préférence de chloration, préalablement au traitement de réduction du
catalyseur
sous hydrogène.
Les conditions opératoires mises en oeuvre en zone d'isomérisation sont
généralement celles décrites ci-après, selon le type de catalyseur.
'~~ ~~~8~
°-- I 6
Avec le premier type de catalyseur, à base d'alumine, la température est
généralement comprise entre 80 et 300°C et de préférence entre 100 et
200°C. La
pression partielle d'hydrogène est comprise entre 0,1 et 70 bar et de
préférence
entre 1 et 50 bar. La vitesse spatiale est comprise entre 0,2 et 10, de
préférence
entre 0,5 et 5, litres d'hydrocarbures liquides par litre de catalyseur et par
heure.
Le rapport molaire hydrogène sur hydrocarbures à l'entrée de la zone
d'isomérisation est tel que le rapport molaire hydrogène sur hydrocarbures
dans
l'isomérat est supérieur à 0,06 et de préférence compris entre 0,06 et 10.
Avec le second type de catalyseur, zéolithique, la température est
généralement
entre 200 et 300°C et de préférence entre 230 et 280°C, et la
pression partielle
d'hydrogène est comprise entre 0,1 et 70 bar et de préférence entre 1 et 50
bar.
La vitesse spatiale est généralement comprise entre 0,5 et 10, de préférence
entre
1 et 5 litres d'hydrocarbures liquides par litre de catalyseur et par heure.
Le rapport
molaire hydrogène sur hydrocarbures dans l'isomérat peut varier entre de
larges
limites et est généralement compris entre 0,07 et 15 et de préférence entre 1
et 5.
Les figures 1 à 3 constituent chacune une illustration d'une possibilité de
réalisation du procédé selon l'invention. Les dispositifs similaires sont
représentés
par les mêmes chiffres sur toutes les figures.
Une première réalisation du procédé est représentée sur la figure 1. Le
réformat
brut C5+, contenant généralement de faibles quantités d'hydrocarbures C4', est
envoyé dans une colonne 2 par la ligne 1. Ladite colonne contient des internes
de
distillation, qui sont par exemple dans le cas représenté sur la figure 1 des
plateaux ou du garnissage, représentés en partie par des traits pointillés sur
ladite
figure. Elle contient également au moins un interne catalytique 3 renfermant
un
catalyseur d'hydrogénation, qui peut être alterné avec les internes de
distillation.
Les internes catalytiques sont alimentés à leur base, par les lignes 4c et 4d,
par de
l'hydrogène provenant des lignes 4, puis 4a et 4b. En pied de colonne, la
fraction
la moins volatile du réformat, constituée principalement par les hydrocarbures
à 7
atomes de carbone et plus, est récupérée par la ligne 5, rebouillie dans
l'échangeur 6 et évacuée par la ligne 7. La vapeur de rebouillage est
réintroduite
dans la colonne par la ligne 8. En tête de colonne, la vapeur d'hydrocarbures
légers, c'est-à-dire comprenant principalement 6 atomes de carbone et moins
par
molécule, est envoyée par la ligne 9 dans un condenseur 10 puis dans un ballon
z~~oR
11 où intervient une séparation entre une phase liquide et une phase vapeur
constituée principalement par l'hydrogène en excès éventuellement envoyé par
les
lignes 16 puis 4a puis 4b puis 4c ou 4d.
La phase vapeur est évacuée du ballon par les lignes 14 puis 15. Une fraction
est
éventuellement recyclée vers la colonne par la ligne 16, après avoir été
remise en
pression au moyen d'un dispositif non représenté sur la figure 1.
La phase liquide du ballon 11 est renvoyée pour partie, par la ligne 12, en
tête de
1o colonne pour en assurer le reflux. L'autre partie est dirigée par les
lignes 13 puis
17 vers le réacteur d'isomérisation 18. Un courant d'hydrogène y est
éventuellement adjoint par la lignes 4 puis 4a. L'isomérat est récupéré par la
ligne
19, refroidi, et envoyé dans un ballon 20 où se sépare une phase vapeur
constituée essentiellement d'hydrogène, qui est évacuée par les lignes 22 puis
23,
et éventuellement recyclée après purification vers le circuit hydrogène par la
ligne
24 puis par les lignes 4a, 4b, et 4c ou 4d.
La phase liquide est soutirée par la ligne 21 et constitue, après
stabilisation si
nécessaire, une composante pour essences, quasi exempte de composés
insaturés comprenant au plus 6 atomes de carbone par molécule, d'indice
d'octane
élevé.
Selon un second mode de réalisation du procédé, représenté sur la figure 2, le
réformat brut C5+, contenant généralement de faibles quantités d'hydrocarbures
C4-, est envoyé par la ligne 1 dans une colonne de distillation 2, munie
d'internes
de distillation qui sont par exemple dans le cas de la figure 2 des plateaux
de
distillation, ainsi que d'un plateau de soutirage (ou de prélèvement) de phase
liquide. La phase liquide soutirée du plateau de soutirage par la ligne 25 est
mise
en contact avec de l'hydrogène acheminé par les lignes 4, 4a et 4b, et dirigée
vers
un réacteur d'hydrogénation 33. Le réacteur d'hydrogénation peut fonctionner
soit
en écoulement ascendant, soit en écoulement descendant ainsi qu'il a été
représenté sur la figure 2. L'effluent de ce réacteur est récupéré par la
ligne 26 et
recyclé à la colonne de distillation par les lignes 27 puis 32, généralement
dans la
partie supérieure de la zone de distillation située sous le plateau de
soutirage à
proximité dudit plateau. On considère généralement qu'un maximum de quatre
réacteurs d'hydrogénation peuvent constituer la zone d'hydrogénation, dans le
cas
18
où elle est externe à la zone de distillation, quel que soit le nombre de
niveaux) de
prélèvement.
Selon une variante du procédé, tout ou partie de l'effluent du réacteur
récupéré par
la ligne 26 est refroidi (échangeur non représenté) et dirigé par la ligne 28
vers le
ballon 29 où se sépare une phase vapeur riche en hydrogène, évacuée par la
ligne 30, et une phase liquide qui est recyclée vers la colonne 2 par les
lignes 31
et 32. Les effluents de tête et de fond de colonne sont traités comme décrit
ci-
dessus pour la première réalisation du procédé.
Selon une troisième version du procédé, représentée sur la figure 3, la zone
d'hydrogénation est partagée entre une partie interne à la colonne de
distillation,
comme décrit pour la première version du procédé, et une partie externe à
cette
colonne, comme décrit pour la seconde version du procédé.
EXEMPLES
Les exemples qui suivent illustrent l'invention dans le cas particulier de la
figure 1.
Exemple 1
On utilise une colonne de distillation métallique de diamètre 50 mm, rendue
adiabatique par des enveloppes chauffantes dont les températures sont régulées
de manière à reproduire le gradient de température qui s'établit dans la
colonne.
Sur une hauteur de 4,5 m, la colonne comporte, de la tête vers le pied : une
zone
de rectification composée de 11 plateaux perforés à déversoir et descente, une
zone de distillation catalytique hydrogénante et une zone d'épuisement
composée
de 63 plateaux perforés. La zone de distillation catalytique hydrogénante est
constituée de trois doublets de distillation catalytique, chaque doublet étant
constitué lui-même par une cellule catalytique surmontée de trois plateaux
perforés. Le détail de construction d'une cellule catalytique ainsi que sa
disposition
dans la colonne sont présentés schématiquement à titre indicatif sur la figure
4. La
cellule catalytique 41 consiste en un conteneur cylindrique à fond plat, d'un
diamètre extérieur inférieur de 2 mm au diamètre inférieur de la colonne. Elle
est
munie à sa partie inférieure, au dessus du fond, d'une grille 42 qui sert à la
fois de
support pour le catalyseur et de distributeur de liquide pour l'hydrogène, et
à sa
partie supérieure, d'une grille de retenue du catalyseur 43, dont la hauteur
peut
19
être variée. Le catalyseur 44 remplit tout le volume compris entre ces deux
grilles.
La cellule catalytique reçoit le liquide provenant du plateau de distillation
supérieur
45, par la descente 46. Après avoir parcouru la cellule dans le sens
ascendant, le
liquide est évacué par débordement par la descente 47 et coule sur le plateau
de
distillation inférieur 48. La vapeur issue du plateau inférieur 48 emprunte la
cheminée centrale 49 solidaire de la cellule, en pénétrant par des orifices 50
(un
seul apparent sur la figure) et en ressortant sous le plateau supérieur 45 par
des
orifices 51 (un seul apparent sur la figure). L'hydrogène est introduit au
pied de la
cellule catalytique par la tubulure 52, puis par les orifices 53 (six au
total) répartis
1o sur la périphérie de la cellule, au voisinage immédiat du fond. Des joints
d'étanchéité 54 évitent toute fuite d'hydrogène avant son arrivée sur le lit
catalytique.
Chacune des trois cellules est garnie de 36 g de catalyseur au nickel vendu
par la
société PROCATALYSE sous la référence LD 746. Sur le 37ème plateau de la
colonne, en partant du fond, on introduit 250 g/h d'un réformat constitué
essentiellement d'hydrocarbures ayant au moins 5 atomes de carbone dans leur
molécule, dont la composition est présentée dans la deuxième colonne du
tableau
1. On introduit également à la base de chaque cellule un débit de 4,5 NI/h
2o d'hydrogène. La colonne est mise en régime en établissant un taux de reflux
égal
à 5 et en régulant la température de fond à 195°C et la pression
absolue à 6 bar.
En régime stabilisé, on recueille à raison de 181 g/h et 69 g/h,
respectivement un
résidu et un distillat dont les compositions sont données dans les troisième
et
quatrième colonnes du tableau 1.
Le distillat est envoyé conjointement avec de l'hydrogène, avec un rapport
molaire
hydrogène/hydrocarbures fixé à 0,125, dans un réacteur d'isomérisation
contenant
57 g de catalyseur à base de platine sur alumine chlorée, vendu par la société
3o PROCATALYSE sous la référence IS612A, fonctionnant à une température de
150°C et une pression de 30 bar. L'effluent du réacteur d'isomérisation
ou isomérat
a la composition présentée dans la dernière colonne du tableau 1.
Sur les trois dernières lignes du tableau 1 se trouvent reportés les indices
d'octane
RON (Recherche), MON (Moteur) et (RON+MON)/2 (Octane moyen) du réformat,
des effluents de la colonne et de l'isomérat. L'isomérat présente un indice
d'octane
Zo
de 3 points supérieur au distillat, et peut être valorisé comme composante de
carburant, à condition de le stabiliser, c'est-à-dire, de le débarrasser par
distillation
des 3% de constituants très volatils (C3-) formés au cours de l'isomérisation,
principalement par décomposition des isoparaffines à 7 atomes de carbone par
molécule. En mélangeant le résidu de la distillation avec l'isomérat stabilisé
on
reconstitue une essence quasi exempte de benzène et d'oléfines ayant un indice
d'octane moyen égal à 90,3. Comparée au réformat de départ, l'essence
reconstituée accuse donc une perte d'octane moyen de 0,3 point et est produite
avec une perte de rendement de 0,8 point.
1o
Tableau 1: compositions (%poids) et indices d'octane des différents flux pour
l'exemple 1
Rformat Rsidu Distillat Isomrat
Hydrocarbures C6- 26,4 0,20 94,9 97,9
dont: C3- - - - 3,0
olfines 0,19 - - -
benzne 4,70 - 0,48 -
cyclohexane 0,08 0,19 16,3 6,85
Hydrocarbures C7+ 73,6 99,8 5,1 2,1
dont: isoC7 9,47 11,1 5,1 2,1
tolune 19,7 27,2 - -
xylne 20,1 27,7 - -
Total 100 100 100 100
RON 95,5 100,1 77,6 80,5
MON 85,8 89,1 74,5 77,8
(RON+MON)/2 90,6 94,6 76,1 79,1
~a 9~~8~
' 21
Exemple 2.:
On reproduit la marche décrite dans l'exemple 1, avec le même appareillage,
les
mêmes catalyseurs d'hydrogénation et d'isomérisation, et les mêmes conditions
opératoires, sauf pour ce qui concerne la colonne de distillation, dont la
consigne
de régulation de la température de fond est fixée à 188°C. Ainsi
l'effluent de tête
de la zone de distillation est pratiquement exempt de cyclohexane et
d'isoparaffines à 7 atomes de carbone par molécule.
1o On recueille en pied et en tête de la colonne de distillation un résidu et
un distillat,
respectivement avec un débit de 195,7 et 54,2 glh, dont les compositions et
les
indices d'octane sont présentés dans les troisième et quatrième colonnes du
tableau 2. Dans la dernière colonne du tableau figurent la composition et les
indices d'octane de l'isomérat.
Comparativement à l'exemple 1, le distillat a une teneur en cyclohexane
beaucoup plus faible et une teneur en isoparaffines à 7 atomes de carbone par
molécule très faible. Son isomérisation permet d'en relever l'indice d'octane
moyen
de plus de 10 points, pratiquement sans perte sous forme de produits très
volatils
(C3'). En mélangeant l'isomérat avec le résidu de la distillation on obtient
une
essence reconstituée quasi exempte de benzène et d'oléfines, ayant un indice
d'octane moyen égal à 90,8, soit sensiblement supérieur à celui du réformat de
départ, et sans perte significative de rendement.
22
Tableau 2: compositions (%poids) et indices d'octane des différents flux pour
l'exemple 2
Rformat Rsidu Distillat Isomrat
Hydrocarbures C6- 26,4 6,1 99,9 99,9
dont: C3- - - - 0,08
olfines 0,19 - - -
benzne 4,70 0,01 0,54 -
cyclohexane 0,08 5,83 0,43 1,27
Hydrocarbures C7+ 73,6 93,9 0,18 0,1
dont: isoC7 9,47 12,1 0,18 0,1
tolune 19,7 25,2 - -
xylne 20,1 25,6 - -
Total 100 100 100 100
RON 95,5 98,5 72,5 83,3
MON 85,8 87,6 71,6 82,3
(RON+MON)/2 90,6 93,1 72,1 82,8
