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PROCEDE DE CONVERSION D'HYDROCARBURES PAR
TRAITEMENT DANS UNE ZONE DE DISTILLATION
ASSOCIEE A UNE ZONE REACTIONNELLE ET SON
UTILISATION EN HYDROGENATION DU BENZENE
L'invention concerne un procédé de conversion d'hydrocarbures. Le procédé
selon
!'invention associe une zone de distillation à une zone réactionnelle de
conversion
d'hydrocarbures au moins en partie externe à la zone de distillation. Ainsi ce
procédé permet de convertir sélectivement des hydrocarbures séparés d'une
charge d'hydrocarbures gràce à la zone de distillation.
Plus particulièrement, le procédé selon l'invention s'applique à la réduction
sélective de la teneur en composés insaturés légers (c'est-à-dire contenant au
plus
six atomes de carbone par molécule) comportant des oléfines éventuelles et du
benzène, d'une coupe d'hydrocarbures comportant essentiellement au moins 5
atomes de carbone par molécule, sans perte sensible de l'indice d'octane.
En effet, 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% en volume de benzène; en Europe,
il est préconisé de tendre 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.
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la
La teneur en benzène d'une essence est très largement dépendante de celle de
la
composante réformat de cette essènce. 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.
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Pour les raisons de nocivité décrites ci-dessus, il est donc nécessaire de
réduire
au maximum la teneur en benzène du réformat.
Le benzène d'un réformat peut 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.
io La demande de brevet WO 95/15934 décrit une distillation réactive qui a
pour but
d'hydrogénér sélectivement les dioléfines et les composés acétyléniques C2-C5.
Le distillat peut être récupéré séparément des légers. La zone catalytique
d'hydrogénation est totalement interne à la colonne de distillation, ce qui ne
permet pas une bonne dissolution de l'hydrogène dans la charge ni de pouvoir
augmenter la pression.
Il a été décrit un procédé dans lequel la zone catalytique d'hydrogénation du
benzène est interne à la colonne de distillation qui sépare le benzène des
autres
composés aromatiques (Benzene Reduction - Kerry Rock and Gary Gildert
2o CDTECH - 1994 Conference on Clean Air Act Implementation and Reformulated
Gasoline - Oct. 94), ce qui permet de réaliser une économie d'appareillage. II
est
apparu que la perte de charge au travers du ou des lit(s) catalytique(s) selon
ledit
procédé ne permet pas l'obtention d'un mélange intime entre la phase liquide
et le
flux gazeux contenant de l'hydrogène. En effet, selon ce type de technologie
où la
réaction et la distillation procèdent simultanément dans le même espace
physique,
la phase liquide descend à travers tout lit catalytique de la zone
réactionnelle en
écoulement ruisselant, donc en filets de liquide. La fraction gazeuse
contenant la
fraction de charge vaporisée et le flux gazeux contenant de l'hydrogène monte
au
travers dudit lit catalytique dans des colonnes de gaz. Par cette disposition;
l'entropie du système est forte et la perte de charge à travers le (ou les)
lit(s)
catalytique(s) est faible. Par suite la façon d'opérer selon ce type de
technologie
ne permet pas facilement de promouvoir la dissolution de l'hydrogène dans la
phase liquide comprenant le ou les composé(s) insaturé(s).
La demande de brevet de la demanderesse EP 0 781 830 Al décrit un procédé
d'hydrogénation du benzène dans lequel on utilise un colonne de distillation
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associée à une zone réactionnelle au moins en partie externe. L'effluent est
récupéré en tête de colonne, puis par un condenseur, arrive dans un ballon à
partir
duquel une nouvelle opération de séparation est nécessaire pour récupérer le
produit souhaité. En effet, l'effluent téte de colonne comprend les gaz légers
tel
que l'hydrogène en excès mélangé au réformat appauvri en benzène et le
distillat
liquide contient beaucoup de gaz dissous ce qui risque d'imposer une étape
supplémentaire de séparation.
Le procédé selon la présente invention est un perfectionnement de la demande
de
brevet EP 0 781 830 Al de la demanderesse.
L'invention concerne un procédé de conversion d'une charge d'hydrocarbures
associant une zone de distillation produisant un distillat vapeur et un
effluent de
fond, et une zone réactionnelle au moins en partie externe à la zone de
distillation.
Au moins une réaction de conversion d'au moins une partie d'au moins un
hydrocarbure a lieu dans une zone réactionnelle comprenant -au moins un lit
catalytique, en présence d'un catalyseur et d'un flux gazeux comprenant de
l'hydrogène. La charge de la zone réactionnelle est prélevée à la hauteur d'un
niveau de prélèvement et représente au moins une partie du liquide coulant
dans
la zone de distillation, et l'effluent de la zone réactionnelle est au moins
en partie
réintroduit dans la zoné de distillatiori à la hauteur d'au moins un niveau de
réintroduction, de manière à assurer la continuité de la distillation.
L'invention est
caractérisée en ce qu'on soutire, latéralement, de la zone de distillation un
distillat liquide stabilisé à la hauteur d'au moins un niveau de soutirage,
ledit
niveau étant situé en dessous du niveau de soutirage du distillat vapeur,
ledit
distillat liquide stabilisé étant débarrassé de la majeure partie de
l'hydrogène en
excès et éventuellement de gaz légers.
On entend par distillat liquide au sens de la présente description une
fraction
liquide soutirée de la zone de distillation distincte de la charge de la zone
réactionnelle.
L'application particulière du procédé selon l'invention à un procédé de
réduction de
la teneur en bezène d'une charge d'hydrocarbures permet de produire à partir
d'un
réformat brut, un réformat appauvri en benzène ou, si nécessaire, quasi
totalement
épuré de benzène ainsi que d'autres hydrocarbures insaturés contenant au plus
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six atomes de carbone par molécule tels que les oléfines légères, en
récupérant
directement un distillat liquide stabilisé, sans perte significative de
rendement.
Le procédé selon l'invention est caractérisé par la dissociation du niveau de
prélèvement du distillat liquide d'avec le niveau de prélèvement du distillat
gazeux,
le distillat liquide étant prélevé à un niveau de récupération en-dessous du
niveau
de récupération -du distillat vapeur. Ainsi le produit recherché est récupéré
comme
distillat liquide stabilisé, c'est-à-dire débarrassé de la majeure partie de
l'hydrogène en excès et éventuellement des gaz légers. De plus cette
récupération
io du distillat vapeur disctincte permet d'éliminer par le distillat gazeux
les gaz autres
que l'hydrogène présents dans le flux gazeux comprenant en majeure partie de
l'hydrogène introduit pour effectuer la réaction de conversion.
Ainsi, par exemple, le procédé selon l'invention, dans son application
particulière,
permet de récupérer directement par soutirage de la zone de distillation un
distillat
liquide stabilisé dans lequel on a réalisé 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 tout en limitant l'hydrogenation des composés C7+ (c'est-à-dire ayant
au
moins sept atomes de carbone par molécule)
Le procédé selon l'invention est par exemple un procédé de traitement d'une
charge, constituée en majeure partie par des hydrocarbures comportant au moins
5, de préférence entre 5 et 9 atomes de carbone par molécule, et comprenant au
moins un composé insaturé, comportant des oléfines éventuelles et du benzène,
tel que l'on traite ladite charge dans une zone de distillation, associée à
une zone
réactionnelle d'hydrogénation au moins en partie externe, comprenant 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 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, l'effluent de la zone réactionnelle
étant au
moins en partie, de préférence en majeure partie, réintroduit dans la zone de
distillation à la hauteur d'au moins un niveau de réintroduction, de manière à
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assurer la continuité de la distillation, et de façon à sortir finalement un
distillat très
appauvri en composés insaturés, ledit procédé étant caractérisé en ce que le
distillat est soutiré sous forme liquide et stabilisé à au moins un niveau de
récupération qui est situé en-dessous du niveau de récupération du distillat
vapeur
5 contenant l'hydrogène et les gaz légers.
Le distillat liquide récupéré est stabilisé. En effet, on soutire le distillat
liquide à un
niveau de prélèvement au-dessous du niveau de récupération des gaz légers
contenant l'hydrogène en excès. Les gaz légers passent dans un condenseur puis
1o dans un ballon de reflux d'où au moins une partie de la fraction liquide
est recyclée
dans la zone de distillation et au moins une partie de la fraction liquide
peut
éventuellement être récupérée.
Dans le cas de l'hydrogénation du benzène, le distillat liquide stabilisé
contient
essentiellement des composés liquides ayant au moins 5 atomes de carbones et
utilisables directement comme carburants.
Le niveau de réintroduction de la charge convertie au moins en partie dans la
zone
externe de réaction est généralement situé sensiblement au-dessous ou
sensiblement au-dessus ou sensiblement à la même hauteur d'au moins un niveau
de prélèvement, de préférence dudit niveau de prélèvement de la charge de la
zone de distillation. De manière préférée, le niveau de réintroduction est
situé au
dessus du niveau de prélèvement.
Le niveau de récupération du distillat liquide stabilisé est généralement
situé
au-dessus ou au-dessous ou sensiblement à la même hauteur d'au moins un
niveau de réintroduction de la charge convertie au moins en partie dans la
zone
externe de réaction.
Dans une mise en forme préférée, le niveau de récupération du distillat
liquide
stabilisé est situé au-dessus d'au moins un niveau de prélèvement de la charge
de
la zone de distillation.
La zone de distillation comprend généralement au moins une colonne munie d'au
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
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du métier, tel que l'efficacité globale totale est 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 peut poser des problèmes, on préfère alors scinder ladite zone
de
façon à utiliser finalement au moins deux colonnes qui, mises bout à bout,
réalisent ladite zone. -
La charge de la zone de distillation est introduite à au moins un niveau
d'introduction situé en-dessous du niveau de soutirage du liquide vers la zone
réactionnelle, généralement à un niveau de 10 à 40 plateaux théoriques et de
lo préférence de 15 à 25 plateaux théoriques en-dessous du niveau de soutirage
du
liquide vers ladite zone réactionnelle, ledit niveau de soutirage considéré
étant le
plus bas.
La zone réactionnelle comprend généralement au moins un lit catalytique, de
préférence de 1 à 4 lit(s) catalytique(s) ; 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.
Dans l'application particulière du procédé selon l'invention à la réduction
sélective
de la teneur en composés insaturés légers, comportant des oléfines éventuelles
et
du benzène d'une coupe d'hydrocarbures, la zone réactionnelle est une zone
d'hydrogénation. Dans ce cas, 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 du distillat liquide
stabilisé
soit au maximum égale à une certaine teneur, et ladite zone réactionnelle
réalise
au moins en partie, de préférence en majeure partie, I'hydrogénation de tout
composé insaturé comprenant au plus six atomes de carbone par molécule et
différent du benzène, éventuellement présent dans la charge.
La zone réactionnelle est au moins en partie externe à la zone de
distillation.
Généralement, le procédé selon l'invention comprend de 1 à 6, de préférence de
1
à 4 niveau(x) de prélèvement qui alimente(nt) la partie externe de la zone.
Une
partie de la partie externe de la zone réactionnelle qui est alimentée par un
niveau
de prélèvement donné, si la partie externe de la zone réactionnelle comprend
au
moins deux niveaux de prélèvement, comprend généralement au moins un
réacteur, de préférence un seul réacteur.
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Le réacteur étant au moins en partie externe on prélève de la colonne un débit
de
liquide égal, supérieur ou inférieur au trafic liquide de la zone de
distillation située
en-dessous du niveau de soutirage de la charge à convertir.
Dans l'application particulière de la conversion de charges à teneur en
benzène
plutôt élevée, par exemple à une teneur supérieure à environ 3 % en volume, le
débit de liquide prélevé est de préférence égal ou supérieur au trafic liquide
de la
zone de distillation située en-dessous du niveau de soutirage.
io Dans l'application particulière de la conversion de charges à teneur en
benzène
plutôt faible par exemple à une teneur inférieure à environ 3 % en volume, le
débit
de liquide prélevé est de préférence égal ou inférieur au trafic liquide de la
zone de
distillation située en-dessous du niveau de soutirage.
Le procédé selon l'invention permet de convertir une grande partie du (ou des)
composé(s) à convertir à l'extérieur de la zone de distillation éventuellement
sous
des conditions de pression et/ou de température différente à celle utilisées
dans la
zone de distillation.
Le procédé selon l'invention est tel que l'écoulement du liquide à convertir
est
généralement co-courant à l'écoulement du flux gazeux comprenant de
l'hydrogène, pour tout lit catalytique de la'partie externe de la zone
réactionnelle.
Selon un mode de réalisation préféré du procédé selon l'invention, la zone
réactionnelle est en totalité externe à la zone de distillation. Dans le cas
où la
partie externe de la zone réactionnelle comporte au moins deux lits
catalytiques,
chaque lit catalytique est alimenté par un seul niveau de prélèvement, de
préférence associé à un seul niveau de réintroduction, ledit niveau de
prélèvement
étant distinct du niveau de prélèvement qui alimente l'(es) autre(s) lit(s)
catalytique(s).
Selon un mode de réalisation préféré du procédé selon l'invention, la charge à
convertir soutirée de la zone de distillation vers la zone réactionnelle est
refroidie
avant son entrée dans le réacteur. De même, la charge convertie sortant du
réacteur peut être refroidie avant sa réintroduction dans la zone de
distillation,. Ce
refroidissement permet de créer un reflux circulant. De fait, au sens de la
présente
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description, on désigne par reflux circulant, une circulation d'un liquide
soutiré de
la zone de distillation à un niveau et ré-introduit à un niveau au-dessus à
une
température inférieure à la température du liquide au niveau du soutirage.
Dans le cas particulier du procédé de réduction de la teneur en benzène d'une
coupe d'hydrocarbures, un des modes de réalisation préférés de l'invention est
tel
que le niveau de réintroduction de la charge hydrogénée dans la colonne est
situé
au-dessus du niveau de prélèvement de la charge à hydrogéner dans une zone où
la teneur en benzène est la plus faible. De manière encore plus préférée le
niveau
t0 de réintroduction est situé au moins 2 plateaux théoriques au-dessus du
niveau de
prélèvement et de manière encore plus préférée, le niveau de réintroduction de
la
charge est situé à au moins 4 plateaux théoriques au dessus du niveau de
soutirage de ladite charge.
La mise en oeuvre préférée decrite ci-dessus permet de diminuer fortement la
quantité de catalyseur nécessaire. En effet, cette mise en oeuvre permet de
soutirer une quantité supérieure de liquide de la zone de distillation afin de
convertir une quantité plus importante de benzène dans le réacteur sans
perturber
le trafic de la colonne en dehors de la zone où on soutire et sans perturber
le profil
de concentration de la colonne. La réintroduction à un niveau situé au-dessus
permet donc de diminuer fortement la quantité de catalyseur nécessaire pour
obtenir une quantité de benzène dans l'effluent final aussi faible voir plus
faible
que dans les procédés selon l'art antérieur.
De plus, ce mode préféré de réalisation de l'invention permet en général de
diminuer la puissance de rebouillage nécessairé à la continuité de la
distillation.
Pour la réalisation de l'hydrogénation selon une application particulière du
procédé
de l'invention, le rapport molaire théorique d'hydrogène nécessaire pour la
conversion désirée du benzène est de 3. La quantité d'hydrogène distribuée
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.
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De manière générale, 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 de la zone
réactionnelle est récupéré soit directement au niveau de l'effluent à la
sortie de la
zone réactionnelle, soit dans le distillat gazeux de la zone de distillation,
puis
comprimé et réutilisé dans ladite zone réactionnelle afin de créer un reflux.
Selon
une seconde technique, l'hydrogène en excès qui sort de la zone réactionnelle
est
récupéré, puis injecté en amont des étapes de compression associées à une
unité
de réformage catalytique, en mélange avec de l'hydrogène provenant de ladite
(0 unité, ladite unité opérant de préférence à basse pression, c'est-à-dire
généralement une pression absolue inférieure à 0,8 MPa.
L'hydrogène, compris dans le flux gazeux, utilisé par exemple dans le procédé
particulier de l'invention pour l'hydrogénation des composés insaturés
comprenant
au plus six atomes de carbone par molécule 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 P.S.A. (adsorption par alternance
de
pression), de génération éléctrochimique ou de vapocraquage.
Un des modes de réalisation préférés du procédé selon l'invention, indépendant
ou
non des modes de réalisation précédents, est tel que l'effluent de fond de la
zone
de distillation est mélangé au moins en partie au distillat liquide stabilisé
récupéré
à un niveau de récupétation situé en-dessous du niveau de récupération du
distillat vapeur. Dans le cas particulier du procédé de réduction de la teneur
en
benzène, .le mélange ainsi obtenu peut être utilisé comme carburant soit
directement, soit par incorporation aux fractions carburants.
Lorsque la zone réactionnelle est en partie interne à la zone de distillation,
les
conditions opératoires de la partie de la zone réactionnelle interne à la zone
de
distillation sont liées aux conditions opératoires de la distillation. La
distillation est
réalisée sous une pression absolue généralement comprise entre 0,1 MPa et
2,5 MPa avec un taux de reflux compris entre 0,1 et 20. La température de la
zone
de distillation est comprise entre 10 et 300 C. De manière générale, le
liquide
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soumis à la conversion est mélangé à un flux gazeux comprenant de l'hydrogène
dont le débit est au moins égal à la stoechiométrie des réactions de
conversion
réaiisées et au plus égal au débit correspondant à 10 fois la stoechiométrie.
Dans
la partie externe de la zone réactionnelle, la catalyseur est disposé dans
tout lit
5 catalytique suivant toute technologie connue de l'homme du métier dans des
conditions opératoires (température, pression...) indépendantes ou non, de
préférence indépendantes, des conditions opératoires de la zone de
distillation.
Dans la partie de la zone réactionnelle externe à la zone de distillation, les
conditions opératoires sont généralement les suivantes. La pression absolue
1o requise est généralement comprise entre 0,1 et 6 MPa. La température
opératoire
est généralement comprise entre 30 et 400 C. La vitesse spatiale au sein de
ladite
zone réactionnelle, calculée par rapport au catalyseur, est généralement
comprise
entre 0,5 et 60 h-1. Le débit d'hydrogène correspondant à la stoechiométrie
des
réactions de conversion réalisées est compris entre 1 et 10 fois ladite
stoechiométrie.
Dans le cas particulier de l'hydrogénation du benzène et autres composés
insaturés, les conditions opératoires sont les suivantes. Lorsque la zone
d'hydrogénation est 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
réalisée
sous une pression absolue généralement comprise entre 0,2 et 2 MPa, de
préférence entre 0,4 et 1 MPa, avec un taux de reflux compris entre 0,1 et 10,
et
de préférence compris entre 0,2 et 1. La température de tête de zone est
comprise
généralement entre 30 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 absolue
comprise entre 0,2 et 3 MPa, de préférence entre 0,4 et 2 MPa. Le liquide
soumis
à l'hydrogénation est mélangé à 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. Le débit d'hydrogène est
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Il
généralement au moins égal au débit correspondant à la stoechiométrie des
réactions d'hydrogénation réalisées (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 3 fois la stoechiométrie.
Dans
la partie de la zone d'hydrogénation externe à la zone de distillation, les
conditions
opér'atoires sont généralement les suivantes. La pression absolue requise pour
cette étape d'hydrogénation est généralement comprise entre 0,1 et 6 MPa
to absolus, de préférence entre 0,2 et 5 MPa et de façon encore plus préférée
entre
0,5 et 3,5 MPa. La température opératoire 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 ladite
zone
d'hydrogénation, calculée par rapport au catalyseur, est généralement comprise
entre 1 et 60 et plus particulièrement entre 1 et 40 h'1 (débit volumique de
charge
par volume de catalyseur). Le débit d'hydrogène correspondant à la
stoechiométrie
des réactions d'hydrogénation réalisées est compris entre 1 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 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.
On désigne par taux de reflux au sens de la présente description, le rapport
du
débit massique du reflux sur le débit massique d'alimentation de la colonne.
Dans le cas particulier où la zone réactionnelle est une zone d'hydrogénation
du
benzène et éventuellement des oléfines, le catalyseur utilisé dans la zone
d'hydrogénation comprend généralement au moins un métal choisi dans le groupe
VIII, choisi de préférence 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 catalyseur d'hydrogénation connu de l'homme du métier peut également
être
choisi.
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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
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
to 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
260 m2/g.
Les figures 1 et 2 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. La charge
d'hydrocarbures est envoyée dans une colonne 2 par la ligne 1. Ladite colonne
contient des internes dé 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.
En pied de colonne, la fraction la moins volatile du réformat est récupérée
par la
ligne 5, une partie est rebôuillie dans l'échangeur 6 et une partie est
évacuée par
la ligne 7. La vapeur de rebouillage est réintroduite dans la colonne par la
ligne 8.
Le distillat liquide stabilisé est extrait par la ligne 18, l'hydrogène et les
hydrocarbures légers sont envoyés par la ligne 9 dans un condenseur 10 puis
dans un ballon 11 d'où ils sont extraits par la ligne 14 sous la forme d'une
purge
vapeur. La phase liquide du ballon 11 est renvoyée pour partie, par la ligne
12, en
tête de colonne pour en assurer le reflux, et une autre partie de la phase
liquide
peut être récupérée par la ligne 13.
Au moyen d'un plateau de soutirage disposé dans la zone de distillation, on
soutire
par la ligne 15 un liquide que l'on envoie en tête d'un réacteur 3, après
adjonction
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d'hydrogène par la ligne 4. L'effluent du réacteur est refroidi dans
l'échangeur 16
puis recyclé à la colonne par la ligne 17.
Selon un second mode de réalisation du procédé, représenté sur la figure 2, le
procédé est le même que celui décrit dans la figure 1 à la différence que l'on
extrait le distillat liquide par la ligne 18 à un niveau de la colonne en-
dessous du
niveau de réintroduction de la charge hydrocarbonée dans la colonne par la
ligne 17.
i0 EXEMPLES
Les exemples qui sûivent illustrent une application particulière de
l'invention, c'est-
à-dire la réduction sélective en composés insaturés et en benzène d'une coupe
d'hydrocarbures. Ils sont réalisés par simulation numérique à l'aide du
logiciel
PRO/II8 de la société Simulation Sciences Incorporated.
Exemple 1 : (comparatif)
Cet exemple met en oeuvre le procédé tel que décrit dans la demande de brevet
de la demanderesse EP 0.781.830 A1, et fait référence à la figure 1 de ladite
demande de brevet à laquelle on ajoute un troisième réacteur 3c.
On utilise une colonne de distillation métallique de diamètre 2,90 m, la
colonne
comporte de la tête vers le pied 45 plateaux théoriques qui sont numérotés de
haut en bas (y compris le condenseur et le rebouilleur). La puissance de
rebouillage est alors de 8900 kw.
On utilise trois réacteurs- d'hydrogénation situés à l'extérieur de la colonne
de
distillation qui contiennent ensemble 37,4 m3 de catalyseur.
On utilise une charge industrielle de réformat. La simulation de
fonctionnement du
procédé est réalisée pour un débit de 305,9 kmol/h de réformat ayant la
composition indiquée dans le tableau 1.
La charge pour la colonne est injectée par la ligne 1 au plateau 33. Les
charges
pour les trois réacteurs 3a, 3b et 3c sont soutirées des plateaux 6, 8 et 10
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respectivement via les lignes 15a, 15b et 15c. L'hydrogène est introduit par
les
lignes 4a, 4b et 4c avant d'entrer dans les réacteurs fonctionnant en
écoulement
descendant et sous 1,5 MPa de pression absolue. Les réacteurs sont chargés
respectivement de 4,4, 13,4 et 16,6 m3 de catalyseur au nickel vendu par la
Société PROCATALYSE sous la référence LD746. Le réacteur positionné dans le
bas de la colonne, contient le moins de catalyseur. Le rapport molaire
hydrogène/benzène est de 3,1. Les effluents des réacteurs 3a, 3b et 3c sont
ré-injectés respectivement dans la colonne via les lignes 16a, 16b et 16c aux
plateaux 5, 7 et 9. L'effluent appauvri en composés insaturés est soutiré en
tête de
colonne.
La pression absolue du ballon de reflux est de 0,5 MPa, la température de
reflux
est de 50 C. La température du liquide avant mélange avec l'hydrogène est
entre
120 et 150 C et celle de l'hydrogène est de 25 C. Le rapport en poids
reflux/charge est de 1,72.
Les compositions simulées des fractions réformat léger (13), vapeur de purge
(14)
et réformat lourd (7) sont indiquées dans le tableau 1.
Exemple 2 : (selon l'invention)
L'unité de l'exemple 2 est représentée à la figure 2 annexée au texte de la
présente demande.
On utilise une colonne de distillation ayant un diamètre de 1,83 m.
On utilise le même catalyseur, la même charge que dans l'exemple 1, mais on
fonctionne ici avec un seul réacteur d'hydrogénation situé à l'extérieur de la
colonne de distillation. La charge pour la colonne est injectée par la ligne 1
au
plateau 33. La charge pour le réacteur 3 est soutirée du plateau 12 via la
ligne 15.
L'hydrogène est introduit par la ligne 4 avant d'entrer dans le réacteur
fonctionnant
en écoulement descendant et sous 1,5 MPa. Le réacteur est chargé de 8 m3 de
catalyseur LD746. Le rapport molaire hydrogène/benzène est de 3,1. L'effluent
du
réacteur 3 est refrodi puis ré-injecté dans la colonne via la ligne 17 au
plateau 8.
Le distillat liquide (18) est extrait du plateau numéro 5, l'hydrogène et les
hydrocarbures légers sont extraits du ballon de reflux de la colonne (11) sous
la
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forme d'un distillat vapeur (14). La pression absolue au ballon de reflux est
de
0,5 MPa. Les compositions simulées des fractions réformat léger (18), vapeur
de
purge (14) et réformat lourd (7) sont indiquées dans le tableau 2.
5 Exemple 3; Performances des procédés
Le tableau 3 résume les valeurs de la tension de vapeur RVP, de la quantité de
benzène présente dans l'effluent final constitué du distillat liquide
stabilisé et de
l'effluent de fond de colonne, de la puissance de rebouillage, du volume total
de
io catalyseur utilisé et du diamètre de la colonne dans le procédé selon
l'exemple 1
et dans le procédé selon l'exemple 2.
Le trafic de la partie supérieure de la colonne permet d'obtenir un reformat
léger à
une tension de vapeur RVP (Reid Vapor Pressure) inférieure à 0,1 MPa. La
15 puissance de rebouillage est 2,7 fois plus faible dans le procédé selon la
présente
invention par rapport au procédé selon l'art antérieur tel que décrit dans
l'exemple 1. De plus le taux reflux est dans le procédé selon la présente
invention
de 0,6 alors qu'il est de 1,7 dans l'exemple 1. Un autre avantage du procédé
selon
la présente invention est que pour des performances supérieures, on utilise
seulement 8 m3 de catalyseur contre 37,4 m3 dans l'exemple 1. Enfin, le
procédé
selon la présente invention permet de diminuer le diamètre de la colonne.
Les exemples 4, 5 et 6 décrivent un procédé avec uné charge de colonne
différente de la charge utilisée dans les exemples 1 et 2, la charge contenant
trois
fois plus de réformat lourd.
Exemple 4 : (comparatif)
Cet exemple décrit un procédé sans stabilisation du distillat avec un seul
réacteur
d'hydrogénation situé à l'extérieur de la colonne de distillation et avec
réintroduction de la charge hydrogénée 4 plateaux au-dessus du niveau de
soutirage.
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La simulation de fonctionnement du procédé est réalisée pour un débit de
1318,64 kmoi/h de réformat avec une composition telle que définie dans le
tableau 4.
La colonne comprend 45 plateaux théoriques (y compris condenseur et
rebouilleur) et à un diamètre de 3,50 m.
L'effluent appauvri en oléfines recherché est soutiré en tête de colonne avec
les
gaz légers. Le niveau de réintroduction dans la colonne est supérieur de
i0 4 plateaux au niveau de prélèvement. L'unité est semblable à celle de la
figure 1
annexée au texte de la présente demande mais sans soutirage en 18. La charge
pour la colonne est injectée par la ligne 1 au plateau 33. La charge pour le
réacteur 3 est soutirée du plateau 12 via la ligne 15. L'hydrogène est
introduit par
la ligne 4 avant d'entrer dans le réacteur fonctionnant en écoulement
descendant
et sous 1,5 MPa de pression absolue. Le réacteur est chargé de 12 m3 de
catalyseur LD746. Le rapport molaire hydrogène/benzène est de 2,8. L'effluent
du
réacteur 3 est refroidi par un échangeur puis est ré-injecté dans la colonne
via la
ligne 17 au plateau 8. La pression absolue au ballon de reflux est de 0,5 MPa.
Les
compositions simulées des fractions réformat léger (13), vapeur de purge (14)
et
réformat lourd (7) sont indiquées dans le tableau 4. Les performances sont
indiquées dans le tableau 7.
Le taux de reflux est de 0,40. La puissance de rebouillage est de 15.660 kw.
Exemple 5 : (selon l'invention)
Le procédé possède une conf.iguration conforme à l'invention avec soutirage
d'un
distillat liquide stabilisé en dessous du soutirage d'un distillat vapeur et
avec un
niveau de réintroduction de la charge hydrogénée 4 plateaux au dessus du
plateau de soutirage. L'unité est représentée sur la figure 2.
La colonne comprend 45 plateaux théoriques (y compris condenseur et
rebouilleur) et possède un diamètre de 3,20 m.
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Le taux de reflux par rapport à l'alimentation est de 0,51. La puissance de
rebouillage est de 13.370 kw.
Le procédé est mis en oeuvre avec un réacteur d'hydrogénation externe
contenant
12 m3 de catalyseur et fonctionnant à une pression absolue de 1,5 MPa.
On utilise le même catalyseur, la même charge que ceux qui sont décrits dans
l'exemple 4, mais on procède selon la présente invention, c'est-à-dire qu'on
récupère le distillat liquide stabilisé (réformat léger) au plateau 5 et le
distillat
-o vapeur en tête de colonne. La charge pour la colonne est injectée par la
ligne 1 au
plateau 33. La charge pour le réacteur 3 est soutirée du plateau 12 via la
ligne 15.
L'hydrogène est introduit par la ligne 4 avant d'entrer dans le réacteur
fonctionnant
en écoulement descendant et sous 1,5 MPa de pression absolue. Le réacteur est
chargé de 12 m3 de catalyseur LD746. Le rapport molaire hydrogène/benzène est
de 3,0. L'effluent du réacteur 3 est refroidi puis ré-injecté dans la colonne
via la
ligne 17 au plateau 8. La pression absolue au ballon de reflux est de 0,5 MPa.
Les compositions simulées des fractions distillat liquide stabilisé (réformat
léger)
(18), vapeur de purge (14)- et réformat lourd (7) sont indiquées dans le
tableau 5.
Les performances sont indiquées dans le tableau 7.
On constate que le procédé selon la présente invention, où il y a un seul
réacteur
d'hydrogénation du benzène et des composés oléfiniques de la charge situé à
l'extérieur de la zone de.distillation, un échangeur de refroidissement de
l'effluent,
un retour à un niveau supérieur dans la colonne (+ 4 plateaux dans cet
exemple),
un soutirage du distillat liquide au plateau 5 permet d'obtenir un distillat
liquide
stabilisé avec une puissance de rebouillage inférieure à celle de l'exemple
4,
et avec une meilleure conversion du benzène.
L'adjonction de la zone de pasteurisation par rapport au mode de
fonctionnement
décrit dans l'exemple 4 améliore la qualité du réformat mais également les
performances en termes d'élimination du benzène et de puissance de
rebouillage.
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Cette configuration permet d'obtenir un distillat stabilisé c'est à dire
une R.V.P
inférieure à une valeur requise, dans cet exemple on obtient une RVP de
0,08 MPa bien plus performante que la RVP de l'exemple 4 (0,41 MPa).
De plus, elle permet d'atteindre des performances en conversion supérieures à
celles décrites dans l'exemple 4, on obtient ici 0,46% volume de benzène dans
le
produit formé par le mélange de reformat léger et de reformat lourd au lieu de
0,59 /avoi. dans l'exemple 4 alors que dans l'exemple 4 on a augmenté de
l'ordre
de 20 % la puissance de rebouillage par rapport à celle utilisé dans le
présent
1 o exemple.
Exemple 6 : (selon l'invention)
L'unité est représentée par la figure 2.
On utilise le même schéma, le même réacteur d'hydrogénation situé à
l'extérieur
de la colonne, le même catalyseur, la même charge que dans l'exemple 5 mais la
position de ré-injection de l'effluent du réacteur se situe 7 plateaux au-
dessus du
plateau de soutirage et le soutirage de distillat liquide a lieu au plateau 6.
Le taux
de reflux (reflux / alimentation ) est de 0,23. Ce rebouillage est de 12.350
kw.
Dans cet exemple un refroidissemerit supplémentaire est effectué sur
l'effluent du
réacteur.
La colonne comprend 45 plateaux théoriques (y compris condenseur et
rebouilleur) et possède un diamètre de 3,05 m.
La charge pour la colonne est injectée par la ligne 1 au plateau 33. La charge
pour le réacteur 3 est soutirée du plateaul2 via la ligne 15. L'hydrogène est
introduit par la ligne 4 avant d'entrer dans le réacteur fonctionnant en
écoulement
descendant et sous 1,5 MPa de pression absolue. Le réacteur est chargé de
20,4 m3 de catalyseur LD746. Le rapport molaire hydrogène/benzène est de 2,9.
L'effluent du réacteur 3 est refroidi puis ré-injecté dans la colonne via la
ligne 17
au plateau 5. Le distillat liquide (18) est soutiré au plateau 6 sous le
retour de la
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ligne 17. La pression absolue au ballon de reflux est de 0,5 MPa. Les
compositions simulées des fractions réformat léger (13), vapeur de purge (14)
et
réformat lourd (effluent de fond de colonne) (7) sont indiquées dans le
tableau 6.
Les performances sont indiquées dans le tableau 7.
Le procédé selon cette mise en oeuvre permet de travailler avec une faible
puissance de rebouillage pour une conversion en benzène aussi bonne que selon
les procédés connus.
1o Exemple 7: Performances des procédés
Le tableau 7 résume les valeurs de la tension de vapeur RVP, de la quantité de
benzène présente dans l'effluent final constitué du distillat liquide
stabilisé et de
l'effluent de fond de colonne, de la puissance de rebouiliage et du volume
total de
catalyseur utilisé.
Dans le procédé selon la présente invention, c'est à dire tel que décrit par
exemple
dans les exemples 5 et 6, on obtient un distillat liquide avec une tension de
vapeur
nettement plus faible. que la tension de vapeur de l'effluent de tête de
l'exemple 4,
ce qui montre que le distillat liquide selon l'exemple 5 et selon l'exemple 2
contient
essentiellement des composés liquide ayant au moins 5 atomes de carbone et
débarassé des composants gazeux légers.
De plus, le procédé selon l'invention permet d'opérer avec un dispositif de
distillation de circonférence inférieure.
Enfin, une des mises en oeuvre du procédé selon la présente invention dans
laquelle le réacteur est totalement externe permet d'avoir une puissance de
rebouillage plus faible, c'est-à-dire qu'il y a économie d'énergie dépensée
dans
l'échangeur 6 pour vaporiser une partie de la fraction la moins volatile du
réformat
récupérée en fond de colonne et réintroduite dans la colonne.
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Tableau 1 Composition et débit de la charge et des effluents pour l'exemple 1.
Purge Réformat Réformat
Corps/Kmoles/h Charge H2 Vapeur Léger Lourd
H2 0,00 60,05 5,13 0,39 0,00
methane 0,00 2,30 1,74 0,57 0,00
ethane 0,00 1,84 0,83 1,01 0,00
propane 0,00 1,05 0,18 0,87 0,00
butanes 17,20 0,53 1,34 16,39 0,00
iso pentanes 15,14 0,54 14,60 0,00
normal pentanes 24,61 0,70 23,91 0,00
diméthylbutanes 24,24 0,38 23,86 0,00
hexanes 16,15 0,14 16,21 0,02
paraffines C7 21,39 0,00 0,00 21,39
paraffines C8 1,37 0,00 0,00 1,37
mèthylcyclopentane 26,24 0,23 25,69 0,31
Cyclohexane 0,00 0,02 4,04 14,03
méthylcyclohexane 0,00 0,00 0,00 0,00
hexènes 0,22 0,00 0,00 0,00
Benzène 19,42 0,00 0,11 1,21
Toluène 40,72 0,00 0,00 40,72
Aromatiques C8 40,20 0,00 0,00 40,20
Aromatiques C9 24,98 0,00 0,00 24,98
aromatiques 010 34,02 0,00 -0;00 34,02
305,90 65,77 11,23 127,66 178,26
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~
21
Tableau 2 Composition et débit de la charge et des effluents pour l'exemple 2.
Purge Réformat Réformat
Corps/Kmoles/h Charge H2 Vapeur Léger Lourd
H2 0,00 59,80 5,20 0,02 0,00
methane 0,00 2,29 2,26 0,03 0,00
ethane 0,00 1,83 1,79 0,04 0,00
propane 0,00 1,05 0,97 0,07 0,00
butanes 17,20 0,52 11,87 5,85 0,00
iso pentanes 15,14 0,93 14,21 0,00
normal pentanes 24,61 0,88 23,74 0,00
diméthylbutanes 24,24 0,04 24,20 0,00
hexanes 16,15 0,00 16,35 0,02
paraffines C7 21,39 0,00 0,01 21,38
paraffines C8 1,37 0,00 0,00 1,37
mèthylcyclopentane 26,24 0,00 26,06 0,18
Cyclohexane 0,00 0,00 17,97 0,15
méthylcyclohexane 0,00 0,00 0,00 0,00
hexènes 0,22 0,00 0,00 0,00
Benzène 19,42 0,00 0,17 1,13
Toluène 40,72 0,00 0,00 40,72
Aromatiques C8 40,20 0,00 0,00 40,20
Aromatiques C9 24,98 0,00 0,00 24,98
aromatiques C10 34,02 0,00 0,00 34,02
305,90 65,49 23,95 128,71 164,15
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22
Tableau 3
exemple 1 2
RVP MPa 0,41 0,09
Benzene % vol. 0,31 0,31
Q rebouillage 1.E6 kcal/h 8.900 3.340
volume total catalyseur m 37,4 8
Diamètre colonne m 2,90 1,83
CA 02266003 1999-04-01
M
23
Tableau 4 Composition et débit de la charge et des effluents pour l'exemple 4
Purge Réformat Réformat
Corps/Kmoles/h Charge H2 Vapeur Léger Lourd
H2 0,00 218,24 10,41 1,02 0,00
methane 0,00 8,37 5,71 2,66 0,00
ethane 0,00 6,69 2,38 4,31 0,00
propane 0,00 3,82 0,51 3,32 0,00
butanes 18,00 1,91 1,00 18,91 0,00
iso pentanes 63,54 1,63 61,91 0,00
normal pentanes 46,43 0,97 46,32 0,00
diméthylbutanes 18,50 0,21 18,29 0,00
autres paraffines C6 109,27 0,90 111,17 0,02
paraffines C7 60,75 0,11 34,24 26,80
paraffines C8 7,46 0,00 0,00 7,46
paraffines C9+ 3,47 0,00 0,00 3,47
cyclopentane 2,99 0,04 2,95 0,00
mèthylcyclopentane 5,00 0,03 4,95 0,03
Cyclohexane 0,83 0,31 66,42 0,19
méthylcyclohexane 4,50 0,00 0,06 5,93
naphtènes C8 0,62 0,00 0,00 0,62
Pentènes 2,37 0,04 1,46 0,00
hexènes 3,32 0,00 0,49 0,00
heptènes 1,60 0,00 0,00 1,17
Benzène 76,77 0,05 7,15 3,5
Toluène 331,01 0,00 0,00 329,52
Aromatiques C8 371,99 0,00 0,00 371,99
Aromatiques C9 165,74 0,00 0,00 165,74
Aromatiques 010 24,49 0,00 0,00 24,49
TOTAL 1318,64 239,04 24,32 385,62 940,93
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24
Tableau 5 Composition et débit de la charge et des effluents pour l'exemple 5
Purge Réformat Réformat
Corps/Kmoles/h Charge H2 Vapeur Léger Lourd
H2 0,00 230,20 14,23 0,04 0,00
methane 0,00 8,82 8,74 0,09 0,00
ethane 0,00 7,06 6,94 0,12 0,00
propane 0,00 4,03 3,84 0,20 0,00
butanes 18,00 2,02 14,90 5,12 0,00
iso pentanes 63,54 6,69 56,85 0,00
normal pentanes 46,43 2,30 45,24 0,00
diméthylbutanes 18,50 0,06 18,43 0,00
autres paraffines C6 109,27 0,09 112,24 0,01
paraffines C7 60,75 0,00 44,27 17,26
paraffines C8 7,46 0,00 0,00 7,46
paraffines C9+ 3,47 0,00 0,00 3,47
cyclopentane 2,99 0,02 2,97 0,00
mèthylcyclopentane 5,00 0,00 4,98 0,02
Cyclohexane 0,83 0,00 69,35 0,07
méthylcyclohexane 4,50 0,00 0,36 5,87
naphtènes C8 0,62 0,00 0,00 0,62
Pentènes 2,37 0,15 1,11 0,00
hexènes 3,32 0,00 0,24 0,00
heptènes 1,60 0,00 0,01 0,80
Benzène 76,77 - 0,00 4,20 4,00
Toluène 331,01 0,00 0,00 329,27
Aromatiques C8 371,99 0,00 0,00 371,99
Aromatiques C9 165,74 0,00 0,00 165,74
Aromatiques C10 24,49 0,00 0,00 24,49
TOTAL 1318,64 252,14 57,96 365,82 931,07
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Tableau 6 Composition et débit de la charge et des effluents pour l'exemple 6
Purge Réformat Réformat
Corps/Kmoles/h Charge H2 Vapeur Léger Lourd
H2 0,00 223,67 9,94 0,00 0,00
methane 0,00 8,57 8,56 0,01 0,00
ethane 0,00 6,86 6,83 0,03 0,00
propane 0,00 3,92 3,80 0,12 0,00
butanes 18,00 1,96 14,04 5,92 0,00
iso pentanes 63,54 5,71 57,83 0,00
normal pentanes 46,43 1,94 46,35 0,00
diméthylbutanes 18,50 0,05 18,45 0,00
autres paraffines C6 109,27 0,08 112,46 0,03
paraffines C7 60,75 0,00 41,93 19,36
paraffines C8 7,46 0,00 0,00 7,46
paraffines C9+ 3,47 0,00 0,00 3,47
cyclopentane 2,99 0,02 2,97 0,00
mèthylcyclopentane 5,00 0,00 4,96 0,04
Cyclohexane 0,83 0,00 69,27 0,12
méthylcyclohexane 4,50 0,00 0,44 4,84
naphtènes C8 0,62 0,00 0,00 0,62
Pentènes 2,37 0,04 0,46 0,00
hexènes 3,32 0,00 0,01 0,00
heptènes 1,60 0,00 0,01 1,05
Benzène 76,77 0,00 1,13 7,09
Toluène 331,01 0,00 0,01 330,22
Aromatiques C8 371,99 0,00 0,00 371,99
Aromatiques C9 165,74 0,00 0,00 165,74
Aromatiques C10 24,49 0,00 0,00 24,49
TOTAL 1318,64 244,99 51,01 362,35 936,53
CA 02266003 1999-04-01
26
Tableau 7
exemple 4 5 6
RVP MPa 0,41 0,08 0,06
Benzene % vol. 0,56 0,46 0,46
Q rebouillage 1.E6 kcal/h 15.660 13.370 12.350
volume total catalyseur m 12 12 20,4
Diamètre colonne m 0,50 3,20 3,050
