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Procédé de préparation de distillats intermédiaires à partir de fractions d'hydrocarbures à point d'ébulli- tion élevé''*-
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L'invention concerne un procédé pour préparer des distillats intermédiaires largement saturés, et pauvres en soufre, en azote, et en oxygène, à partir de fractions d'hydro- carbures à point d'ébullition élevé, par traitement thermique entre 250 et 500 C à l'aide de catalyseurs fixes en présence d'hydrogène ou de gaz de ce genre en contenant à des pressions comprises entre 30 et 150 atmosphères.
Les distillais intermédiaires obtenus par traite- ment des huiles minérales, lesquels distillais bouillent du .
160 à 360 0, prennent constamment de l'importance comme carbu- rants pour des moteurs Diesel, des turbines à gaz et des réac- teurs aussi bien que pour le fonctionnement de fourneaux à huile domestiques. Le degré de pureté de ces distillats inter- ' médiaires répond, dans une mesure croissante, à des conditions élevées, avant tout, en ce qui concerne leur teneur en soufre en azote et en oxygène, lesquelles conditions ne peuvent être @ réalisées, encore aujourd'hui, que par distillation des huiles minérales.
Dans la plupart des cas, les distillats interwé- diaires obtenus par distillation doivent être soumis encore pour améliorer la qualité à un raffinage ultérieur, et on uti- lise en général pour ce faire des procédés hydrocatalytiquea.
Avec le besoin constant en distillats intermédiaires, on ob- tient en outre, lors d'une distillation d'huile brute, de @ façon croissante, une surproduction en produits pétroliers lourds, qui doivent être décomposés par utilisation d'un pro- cédé de craquage par hydrogénation en distillats intermé- diaires.
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Il est connu, pour obtenir des rendements maxima,
EMI3.1
en :last..;,at ,n4$rn.cxaires de haute teneur, de craquer des produits étro1ierE 1+,1 ;às, exempts de goudron et de cendre, comme des uisrillata de pvenance directe sous vide, des vis- tillais de cokeriex ou des liles cy4 des provenant de dispo- sitifs de craquage catai.y,iquef l'aies. de catalyseurs en général fixes dans des conditions d'hydrogénation. La pres- sion de traitement se situe à des pressions de 260 atmosphltre8 et davantage dans des procédés antérieures de ce genre.
Ces procédés dfh3drocraquage à pression élevée ont l'inconvénient de nécessiter une- construction d'appa- reils onéreuse et des frais de fonctionnement plue 'élevés,
EMI3.2
en particulier, ils nécessitent une consommation d'hydrogène élevée.
EMI3.3
Il est en atre oonnu, pour éviter ces inconvé- ni.ents, de procéder à des pressions inférieures à 150 atmos-, phères. Les catalyseurs usuels pour un=procepeus de ce genre ont, entre autres, des propriétés fortement acides, comme par exemple les combinaisons décrites fréquemment à cet égard, constituées de silicate d'aluminium et de nickel. Cela rend possible des températures de traitement relativement infé- rieures, qui se situent habituellement au-dessous de 400 0, et simultanément, des rendements en liquide élevés.
Ce procédé d'hydrocraquage présente cependant l'in-
EMI3.4
cnnvénient qu'il ne convient pas tout simplement: pour l'emploi visé dont question, si le produit à hydrogéner contient des composés de l'azote. Dans ce cas, une phase de raffinage sé- parée doit être couplée à la phase de craquage particulière, de telle aorte que ce procédé soit caractérisé par deux installations de traitement séparées avec deux circuits de gaz, de refroidissement, intermédiaire du produit, de détente
EMI3.5
de pression couplée de ;façon intermédiaire et de r.chau1"rage.
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Enfin, il est connu de procéder à des pressions inférieures à 200 atmosphères, d'utiliser des catalyseurs
EMI4.1
mt,4ne acides et de réaliser le procédé en une seule phase.
Ce procédé,présente pourtant l'inconvénient qu'il '/ ne permet, partic,: :rezen û des pressions en dessous de 150 atmosphères, que des dêoite. de catalyseurs peu importants et que de ce fait, pour des installations de capacité usuelle,
EMI4.2
il est nécessaire d'utiliser de e,-,nden enceintes de réaction, En outre, l'installation ne marche, gdr¯al,ment qu'une pério- de de 6 mois environ, après quoi le catalyseur doit être rigd néré ou renouvelé.
Le but de l'invention est d'éviter les Inconvénients décrits des procédés connus. @
L'objectif de l'invention est de procurer un procédé qui convienne pour obtenir, à partir de fractions d'hydrocar-
EMI4.3
bures à point d'éoullition élevés, comme des gasoils sous vide lourds obtenue par traitement des huiles minérales, un traite- ment thermique à l'aide de catalyseurs fixes, en présence d'hydrogène ou de gaz de ce genre en contenant, à des pres- @ sions comprises entre 30 et 150 atmosphères, dans une installa-
EMI4.4
tion unique avec des débIts do catalyseur et des temps de fonctionnement élevés, des distillats intermédiaires largement saturés et pauvres en soufre, en azote et en oxygène,
Ce but est atteint en soumettant les fractions d'hydrocarbures à point d'ébullition élevés à un traitement
EMI4.5
thermique entre 25000 et 500 C sur des catalyseurs d'hydrogé- .nation fixes en présence d'hydrogène ou de.gaz de ce genre en
EMI4.6
contenant à des pressions de 30 à 150 atmosphères et en veil- lant, conformément à l'invention, à ce que dans la première zone réactionnelleg.on transforme hydrocatalytîquement le mé- lange gaz d'hydrogénation - hydrogène carburé (craquage, raf- finage, isomérisation, hydrogénation) à ce qu'on sépare le produit encore liquide obtenu ensuite à partir du mélange
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réactionnel dans dee conditions de traitement, et à ce qu'on envoie à nouveau ce produit dans la première zone réaction- nelle,
et à ce que les parties d'hydrocarbures vaporisées avec le gaz d'hydrogénation soient à nouveau traitées hydro- catalytiquement directement dans une seconde zone réactionnel- le, condensées et distillées.
Le mode de fonctionnement suivant l'invention se différencie des modes de fonctionnement en deux phases connus où on hydrocraque les distillats et d'autres fractions d'hydro- carbures exempts de goudron et de cendres par le système de pression fermé en cois correspondant à un processus de réali- sation en une phase avec les autres avantages qui y sont liés.
Les conditions de réalisation du procédé optimales en ce qui concerne la température et le débit de catalyseur dépendent largement l'un de l'autre et sont déterminés, dans leur ordre de grandeur tant par le produit brut qui doit être obtenu par le traitement que par la pression opératoire imposée.
Avantageusement, la première zone réactionnelle fonctionne à . des températures de 380 à 480 C, de préférence entre 400 et
455 C, et la seconde zone riactionnelle à des températures de
280 à 400 C, de préférence à 330 à 380 C. Il convient que la seconde zone réactionnelle fonctionne à une température infé- rieure de 20 à 100 C a celle de la première zone réactionnelle..
Il convient en outre que les dimensions des zones réactionnelles soient choisies de telle sorte que dans la première zone réactionnelle, on procède avec un débit de @ catalyseur de 0,5 à 3 v/vh, de préférence 1 à 2 v/vh, et dans la seconda zone réactionnelle, avec un débit de catalyseur 'de 1 à 15 v/vh, de préférence 2 à 10 v/vh.
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Pour un degré de transformation détermina, de petits débits de catalyseur vont de pair avec une température opératoire basse et vice-versa. L'influence de la pression partielle de l'hydrogène est plus fortement prononcée dans la seconde zone réactionnelle que dans la première zone réaction- : nelle, si bien que lorsqu'on a une pression opératoire basse, la seconde zone réactionnelle fonctionne, de façon appropriée, dans la partie supérieure du domaine de températures mentionné à cet égard.
En ce qui concerne la première zone de réaction en revanche, le mode de fonctionnement inverse est recommandé, .compte tenu d'un temps de fonctionnement du catalyseur suffisant
En outre, on a constaté que dans un processus à une phase, le degré de transformation et également les quantités d'huiles intermédiaires engendrées peuvent être à peu près doublées, si le mélange gaz d'hydrogénation - hydrocarbures @ est envoyé dans la première zone réactionnelle de bas en haut à travers l'enceinte de réaction.
Comme catalyseurs, on trouve avant tout les combi- naisons connues en soi des éléments de sous-groupes 6 et 8 du tableau périodique, par exemple le tungstène et/ou le molyb- dène avec du nickel et/ou du cobalt sur de l'alumine activée en utilisant au maximum 30% en poids d'acide silicique. On peut @ utiliser le même catalyseur dans la première et la seconde zones de réaction.
Enfin, on a constaté que les parties bouillant à une température supérieure à la température extrême d'ébulli- 'tion des huiles intermédiaires et qui se trouvent dans la se- conde zone réactionnelle, sont complètement transformées, si elles sont renvoyées dans la première zone réactionnelle. La température extrême d'ébullition des huiles intermédiaires . est alors déterminée par le point de trouble imposé.
Les avantages du procédé suivant l'invention rési- dent dans-le fait que des distillats intermédiaires largement
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saturés sont obtenus à parvir de fractions d'hydrocarbuses à point d'ébullition élevé dans une seule installation de trai- tement. Contrairement au procédé connu en deux phases, le vode de fonctionnement suivant l'invention a l'avantage d'uti- liser un système de pression fermé en soi et homogène et il correspond à un procédé de réalisation en une phase avec un seul circuit de gaz, sans refroidissement intermédiaire du produit, sans détente de pression accouplée de façon intermé- dj.aire et sans réchauffage, ce qui le rend, non seulement en @ ce qui concerne la construction, mais encore le'fonctionnement,
moins cher que les procédés à deux phases connus..'
En outre, les avantages reposent à la fois sur des débits de catalyseurs et des temps de fonctionnement élevés.
Enfin, on obtient des d'stillats intermédiaires parvres en soufre, en azote et @@ oxygène, qui répondent - des conditions de qualité élevée.
Pour expliquer davantage la présente invention, une forme de réalisation appropriée du procédé suivant l'invention est représentée schématiquement aux dessins :
Le produit brut est amené par la pompe 1 à la pres- sion réactionnelle et atteint le réacteur 5, après amenée de gaz d'hydrogénation et passage de l'échangeur de chaleur 2 et
3 et du four 4. Le produit réactionnel sortant du réacteur 5 parvient directement au séparateur chaud 6, dans lequel règnent dee conditions de température et de pression à peu près similaires à celles du réacteur 5.
Tandis que les parties liqui- des non vaporisées sont renvoyées par la conduite 7 dans le courant de produit avant le four 4, les parties vaporisées par- viennent, conjointement avec le gaz d'hydrogénation, par la con- duite 8 et l'échangeur de chaleur 3, dans le réacteur 9. Le produit réactionnel sortant du réacteur 9 passe dans l'échan- geur de chaleur 2 et dans le refroidisseur 10 et est envoyé sous pression dans le séparateur / 11.
Tandis que le gaz excédentaire est renvoyé
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dans l'installation après élévation de pression par la pompe 15, un lavage et une amenée de gaz frais par la conduite 14, les produits réactionnels liquides sont envoyés dans la colon- ne 12. Le produit de décantation de la colonne 12 est envoyé par la conduite 13 au produit brut devant la pompe 1. Dans la colonne 12, on obtient comme produit de tëte des parties bouil tant facilement et une fraction d'essence; ces substances re- tournent pour un nouveau traitement, tandis que le distillat intermédiaire constitue le produit final désiré.
@ A côté de telles formes de réalisation, dans lesquel- les les zones réaction elles sont constituées de plusieurs, au minimum deux réacteurs séparés; d'autres formes de réali- sation techniques du procédé suivant l'invention, prévoient un réacteur unique, qui est divisé en deux zones réaotionnel- les par un dispositif de refroidissement intermédiaire, et @ possède un dispositif pour renvoyer les produits de réaction @ encore liquides après la première zone de réaction.
EXEMPLE 1.
Pour précéder à un traitement suivant le procédé de l'invention, on utilise un distillat sous vide d'huile brute provenant de ROMASCHKINO (URSS) avec les caractéristiques sui- vantes :
EMI8.1
<tb> Densité <SEP> (40 C) <SEP> 0,886 <SEP> g/cm3
<tb>
<tb>
<tb> Début <SEP> de <SEP> l'ébullition <SEP> 260 C
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 350 C <SEP> 7,1% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 400 C <SEP> 30,5% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 450 C <SEP> 67,3% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 500 C <SEP> 98,
5% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Fin <SEP> de <SEP> l'ébullition
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Soufre <SEP> 18 <SEP> 900 <SEP> ppm
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Azote <SEP> total <SEP> 2 <SEP> 000 <SEP> ppm
<tb>
<tb>
<tb> Azote <SEP> basique <SEP> 220 <SEP> ppm
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> oxygène <SEP> 5 <SEP> 000 <SEP> ppm
<tb>
<tb>
<tb> Indice <SEP> de <SEP> brome <SEP> @ <SEP> 18,0 <SEP> g <SEP> Br/100
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Additionnable <SEP> avec <SEP> l'urée <SEP> 14,0% <SEP> en <SEP> poids
<tb>
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Comme catalyseur, on a utilisé pour les deux zones de réaction la même combinaison molybdate de nickel-silicate d'aluminium, de composition suivante :
EMI9.1
<tb> Ni <SEP> 1,17% <SEP> en <SEP> poids
<tb>
<tb> MoO3 <SEP> 16,0 <SEP> en <SEP> poids
<tb>
<tb> Al2O3 <SEP> 80,22% <SEP> en <SEP> poids
<tb>
<tb> SiO2 <SEP> 2,61% <SEP> en <SEP> poids
<tb>
Le gaz d'hydrogénation était constitue de 97% en volume d'hydrogène et de 3% en volume d'un mélange méthane, de monoxyde de carbone, d'anhydride carbonique et d'azote.
Pour la première zone réactionnelle, on avait choi- si les conditions de fonctionnement suivantes
EMI9.2
<tb> .Pression <SEP> ' <SEP> . <SEP> 100 <SEP> atmosphères
<tb>
<tb> ITBmpéraGUce <SEP> 455 C
<tb> Tempera <SEP> cure <SEP> 455*0
<tb>
<tb>
<tb> Débit <SEP> de.catalyseur <SEP> 1 <SEP> v/vh
<tb>
Rapport du gaz d'hydrogénation au produit 1000 : 1 m3 normal/m3 Ecoulement de gaz et de produit: écoulement descendant
Le produit quittant cette première zone réactionnelle montrai% un degré de craquage, exprimé en en poids, par rapport aux parties bouillant à une température inférieure à la tempé- rature de début d'ébullition de la matière mise en peuvre, de
60,4.
Dans un récipient de séparation où règne une pres- sion opératoire de 100 atmosphères et une température de 445 C, la phase encore liquide a été séparée de la phase gazeuse. La phase liquide avait les caractéristiques données ci-dessous
EMI9.3
<tb> Densité <SEP> (40 C) <SEP> 0,842 <SEP> g/cm3
<tb>
<tb> Début <SEP> de <SEP> l'ébullition <SEP> 380 C
<tb>
<tb>
<tb> 400 C <SEP> 6,1% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb> 450"0 <SEP> 36,6 <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb> 500 C <SEP> 67,
7% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb> Fin <SEP> de <SEP> l'ébullition <SEP> -
<tb>
<Desc/Clms Page number 10>
EMI10.1
<tb> Soufre <SEP> 465 <SEP> ppm
<tb>
<tb> Indice <SEP> de <SEP> brome <SEP> 6 <SEP> g <SEP> Br/100 <SEP> g
<tb>
<tb> Additionnable <SEP> avec <SEP> l'urée <SEP> 22% <SEP> en <SEP> poids
<tb>
Ce produit de retour a été envoyé dans la premier zone réactionnelle conjointement avec le distillat sous vide de départ, de telle sorte que, à l'équilibre, le produit ar- rivant dans la première zone réaotionnolle avait les caracté riatiques suivantes :
EMI10.2
<tb> Densité <SEP> (40 C) <SEP> 0,870 <SEP> g/cm3
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Début <SEP> de <SEP> l'ébullition <SEP> 329 C
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 350 C <SEP> 0,6% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 400 C <SEP> 24,7% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 450 C <SEP> 66,5% <SEP> en'volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 500 C <SEP> 94,1% <SEP> en <SEP> volume'
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Fin <SEP> de <SEP> l'ébullition
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Soufre <SEP> 9 <SEP> 300 <SEP> ppm
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> -Azote <SEP> total <SEP> 1 <SEP> 100 <SEP> ppm
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Indice <SEP> de <SEP> brome <SEP> 11 <SEP> g <SEP> Br/100 <SEP> g
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Additionnable <SEP> avec <SEP> l'urée <SEP> 18% <SEP> en <SEP> poids <SEP> . <SEP>
<tb>
Les parties qui quittent le séparateur sous forme de vapeur et qui sont constituées d'hydrocarbures vaporisés et de gaz d'hydrogénation, ainsi que de petites quantités d'ammoniac, d'hydrogène sulfuré, et d'eau, ont été, confor- mément à l'invention, traitées à nouveau dans une seconde zone réactionnelle dans les conditions opératoires données ci-dessous :
EMI10.3
<tb> Pression <SEP> 100 <SEP> atmosphères
<tb>
<tb> Température <SEP> 340 C
<tb>
<tb> Débit <SEP> de <SEP> catalyseur <SEP> 2v/vh
<tb>
Le produit obtenu de cette façon a été distillé, et à la suite de sa distillation;
on a obtenu une fraction d'essence à une température extrême d'ébullition de 180 C, une fraction de distillat intermédiaire avec un domaine
<Desc/Clms Page number 11>
d'ébullition compris entre 180 e@ 350 C et un point de solidi- '
EMI11.1
fication de -1800 ainsi qu'une falble quantité de résidu. Le - résidu a étérenvoyé, conformément @ l'invention, dans la pre- mière zone réactionnelle.
Au total, avec un retour dans reste et, de ce fait, un craquage à 100% des parties bouillit au-dessus de la tempé-
EMI11.2
rature extrême d'ébullition des distillLts intermédiaires, on. a obtenu à partir de 2000 kg de distillat s@s vide :
EMI11.3
<tb> NH3 <SEP> 2 <SEP> kg <SEP> correspondant <SEP> à <SEP> 0,1% <SEP> en <SEP> poids
<tb>
EMI11.4
1:\ 2s 38 kg " " 1,9, en poids Hyirocarbures en' Iiy,rocarbures 4'.,.C zat ' 72 kg tt. 3t(,', en poids " Hyd1\\oarburee en C3 42 kg . " " 2,1,n poids Hydo\.U!b\U'et.\ en C4 102 kg Il' " 5.1% ,n poids 1!'raotit.\. en 0.,- à '30' (eseneej 400 kg " et-poids ?rac%ion 1, '50-*î)ooo (distillat iriW -p.... diàire) 1344 sg " 67 t 2" en .,0 ida
EMI11.5
Avec ulliraquage de 100fi du distillat sous vide, on a obtenu 67,2% en ptzd.9 de distillat intermédiaire.
La fraction d'essence avait les Limactérixtiques snivantes :
EMI11.6
<tb> Densité <SEP> (20 0) <SEP> 0,774 <SEP> g <SEP> cm3
<tb>
<tb> Début <SEP> de <SEP> l'ébullition <SEP> 105 C
<tb>
<tb> Fin <SEP> de <SEP> l'ébullition <SEP> 180 C
<tb>
<tb> Soufre <SEP> 8 <SEP> ppm
<tb>
EMI11.7
Parai'fines ) 51, 3%, en .ume Naphténes ) ( d'après Kolling 27,6% en vc.ume
EMI11.8
<tb> Oléfines <SEP> ) <SEP> 0,9% <SEP> en <SEP> vol <SEP> me
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> (d'après <SEP> FIA
<tb>
EMI11.9
Aromates) , 2' ,a" en voluie
EMI11.10
<tb> MOZ <SEP> (clair) <SEP> 65
<tb>
Le distillat intermédiaire présentait les caraché- ristiques suivantes :
'
<Desc/Clms Page number 12>
EMI12.1
<tb> Densité <SEP> (20 C) <SEP> 0,859 <SEP> g/cm3
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Début <SEP> de <SEP> l'ébullition <SEP> 216 C
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 200 C <SEP> -
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 225 C <SEP> @ <SEP> 0,@% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 250 C <SEP> 15,0% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 27500 <SEP> 35,0 <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 300 C <SEP> 58,0% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 325 C <SEP> ' <SEP> , <SEP> 82,
0% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Fin <SEP> de <SEP> l'ébullition <SEP> 348 C
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Température <SEP> du <SEP> début <SEP> de <SEP> la <SEP> séparation
<tb>
<tb>
<tb> des <SEP> paraffines <SEP> -12 C
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Point <SEP> de <SEP> congélation' <SEP> -18 C
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 'Indice <SEP> de <SEP> cétane <SEP> 43,0
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Soufre <SEP> 12 <SEP> ppm
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Azote <SEP> total <SEP> < <SEP> 1 <SEP> ppm
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Oxygène <SEP> 3 <SEP> ppm
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Indice <SEP> de <SEP> brome <SEP> 4,5 <SEP> g/Br/100 <SEP> g
<tb>
EXEMPLE 2..
Le disvillat sous vide décrit à l'exemple 1 a été traité sous une pression de 150 atmosphères et à une tempéra- ture réactionnelle de 470 C dans la première zone réaotion- nelle sur le catalyseur décrit à l'exemple 1. Les autres con- ditions opératoires étalent, dans la première zone réaction- nelle :
Débit de catalyseur 3 v/vh
Taux du gaz d'hydrogénation en produit 1000 m3 normal/m3 et Ecoulement du gaz/du produit descendant
Le produit 'qui quitte la première zone réaction- nelle présente un degré de oraquage, exprimé en %, en poids, des parties nouvellement formées, bouillant à une température inférieure à la température de début d'ébullition de la matière mise en oeuvre, de 62% en poids*
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Comme à l'exemple 1, la phase encore liquide est séparée de la phase gazeuse dans un récipient de séparati- nous une pression opératoire de 150 atmosphères.
La phas gazeuse a été traitée à nouveau, conformément à l'inverion, @ dans une seconde @one réactionnelle, dans les conditians opé- ratoires suivantes : Pression 150 atmosphères Température 400 C Débit de catalyseur 10 v/vh
Du produit réactionnel obtenu de cette façon, on sépare par distillation une fraction d'essence (domaine d'ebul- lition C5 - 190 0) et une fraction d'huiles intermédiaire.. Le rendement en fraction d'essence, lors 4'une transformation complète de la matière aise en oeuvre, en produit bouillant en dessous de 350 C, s'éléve à 28,2% en poids, le rudement en huiles intermédiaires s'élève à 71,8% en poids, ,par rapport au produit réactionnel liquide.
Le distillat intermédiaire obtenu avait les caractéristiques suivantes :
EMI13.1
<tb> Densité <SEP> (20 C) <SEP> 0,857 <SEP> g/cm3
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Début <SEP> de <SEP> l'ébullition <SEP> 210 C
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 225 C <SEP> 3,0% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 250 C <SEP> 25,0% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 275 C <SEP> 43,0% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 300 C <SEP> 61,0% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 325 C <SEP> 83,0% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Fin <SEP> de <SEP> l'ébullition <SEP> 353 C
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Température <SEP> du,
<tb>
<tb>
<tb> début <SEP> de <SEP> la <SEP> séparation <SEP> des <SEP> Paraffines <SEP> -8 C
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Point <SEP> de <SEP> congélation' <SEP> -11 C
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Indice <SEP> de <SEP> cétane <SEP> 47
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Soufre <SEP> 19 <SEP> ppm
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Azote <SEP> total <SEP> 2 <SEP> ppm
<tb>
<Desc/Clms Page number 14>
EXEMPLE 3.,
Sous une pression de 40 atmosphères et à une température de 400 C, le produit mis en oeuvre dans l'exem- ple 1 est traité dans la première zone réactionnelle avec le même catalyseur que celui décrit à l'exemple 1.
Dans la première zone réactionnelle, on choisit les conditions opératoires suivantes :
Débit de catalyseur 0,5 v/vh
Taux de gaz d'hydrogénation et de produit 1000 m3 normal/m3
Le mélange gaz d'hydrogénation - produit était en- voyé de bas en haut à travers la couche de catalyseur.
Le degré de craquage du produit après la première zone réactionnelle s'élevait à 40,0% en poids.
Suivant l'invention, la phase liquide est séparée de la phase gazeuse dans un récipient de séparation sous une pression de 40 atmosphères. La phase gazeuse a 4té traitée à nouveau dans une seconde zone réactionnell dans les condi- tions opératoires suivantes :
EMI14.1
<tb> Pression <SEP> 40 <SEP> atmosphères
<tb>
<tb> Température <SEP> 380 C
<tb>
<tb>
<tb> Débit <SEP> de <SEP> catalyseur <SEP> 1 <SEP> v/vh
<tb>
En distillant le produit de la seconde zone réao- . tionnelle, on obtient 6,2% en-poids d'essence (début d'ébul- lition -180 C) et 33,8% en poids de distillat intermédiaire.
Les caractéristiques du distillât intermédiaire étaient les ' suivantes :
EMI14.2
<tb> Densité <SEP> (20 C) <SEP> 0,841 <SEP> g/cm3
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Début <SEP> de <SEP> l'ébullition <SEP> 215 C
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 225 C <SEP> 1,5% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> @ <SEP> 250 C <SEP> 14,0% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 275 0 <SEP> 32,0% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 300 0 <SEP> 52,0% <SEP> en <SEP> volume
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 325 C <SEP> .
<SEP> 86,5% <SEP> en <SEP> volume <SEP>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Fin <SEP> d'ébullition <SEP> 353 C
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Température <SEP> du
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> début <SEP> de <SEP> séparation <SEP> des <SEP> paraffines <SEP> -10 C
<tb>
<Desc/Clms Page number 15>
EMI15.1
Boin% do Qons41at1onl "18'0 indice de edtane 45 Sou± o 19,0 ppm , Aaota total 30 pig
EMI15.2
<tb> Indice <SEP> de <SEP> brome <SEP> 5,5 <SEP> g <SEP> Br/100 <SEP> g
<tb>
EXEMPLE 4.
On s'est servi comme produit de départ du distil- lat anus vide décrit à l'exemple 1, qui a été craqué par hydrogénation sur un catalyseur de niokel. de tungstène,
EMI15.3
et de molybdènet,La composition du catalyse= était la oui., vante
EMI15.4
<tb> Ni <SEP> ' <SEP> ' <SEP> 5%
<tb>
<tb>
<tb> WO3 <SEP> - <SEP> 5%
<tb>
<tb>
<tb> MoO3 <SEP> , <SEP> 10%
<tb>
EMI15.5
Support A120, : 81 2 . 80 s 20
Les conditions de pression. dans la première zone réactionnelle étaient les suivantes :
EMI15.6
Pression 100 atmosphérea
EMI15.7
<tb> Débit <SEP> de <SEP> catalyseur <SEP> 2 <SEP> v/vh
<tb>
<tb> Température <SEP> de <SEP> réaction. <SEP> 430 C
<tb>
EMI15.8
Taux du gaz d'hydrogénation au produit 1000 :
1 1 m3 .rly/si3 Sens de féoo'.\lement de bas en haut' Le cegré de craquage du produit obtenu dans la
EMI15.9
première zone rot1onnel1e était de 60,0 en poida.
Comme aux exemples 1 à 3 la phase gazeuse quittant le récipient de 8ération à une pression de 100 ao8re. eat traitée à nouveau dans une seconde zone réac'tionnelle dornt les conditions suivantes :
EMI15.10
Pression 100 atmoapbire8 Débit de catalyseur 3 'Y/'b. rempà=-ture 300*C
EMI15.11
àl produit réMitieaïMl provenmt de 1a *monde *on* rdaotio=guo est siparâ Qom* dam 1'--n p<t<t4<M pw
<Desc/Clms Page number 16>
EMI16.1
distillation en une fraction 4'ewaenoe et un distillat 1nt.r- mé41s,ire.
Les ra41d*went. "411v*na e'c,vema # 9 6i en ' poids et 4,'.6 en po148. les OAot'1'1{qU" 4 dt.1. in<arm4diai:o $talent le suivomtes
EMI16.2
<tb> Densité <SEP> (2000) <SEP> . <SEP> 0,854 <SEP> g/cm3
<tb> Début <SEP> de <SEP> l'ébullition <SEP> . <SEP> 213 C
<tb>
EMI16.3
22500 690% en volume 250"0 . ..'t P-6po% en'Tourne 2'15 0 4490% en volume >00 C ' 65,0% en volume x25 O " 89$0% en volume.
EMI16.4
<tb> Fin, <SEP> de <SEP> l'ébullition <SEP> 348 C
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Température <SEP> du
<tb>
EMI16.5
début de la séparation des 9araffm6s -1100
EMI16.6
<tb> Point <SEP> de <SEP> congélation' <SEP> -17 C
<tb>
<tb>
<tb> Indice <SEP> de <SEP> cétane <SEP> 45
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Soufre <SEP> 6,0 <SEP> ppm <SEP>
<tb>
<tb>
<tb> Azote <SEP> total <SEP> 6,0 <SEP> ppm <SEP>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Indice <SEP> de <SEP> brome <SEP> 5,5 <SEP> g <SEP> Br/100
<tb>
EXEMPLE 5..
En utilisant un catalyseur tel que celui décrit à l'exemple 1, aussi bien avec un écoulement ascendant qu'un écoulement descendant du mélange gaz-produit 4 travers la zone réactionnelle, le distillât sous vide décrit à l'exemple 1 est
EMI16.7
craqué dans deqtonditions d'hydrogénation.
Les conditions opératoires dans la première zoné
EMI16.8
réaetionnelle étaient les suivantes t
EMI16.9
<tb> Pression <SEP> 100 <SEP> atmosphères
<tb>
<tb> Température <SEP> 430 C
<tb>
<tb> Débit <SEP> de <SEP> catalyseur <SEP> . <SEP> 1 <SEP> v/vh
<tb>
EMI16.10
Les rendements en *$Bene* (domaine d.'bulli1on 0, - 180'0) et en huile 1nt.r.m'4iai.
(domaie d'40Ull1tion 180 à 390*0) dans don Ons d'îooulement différente sont les - suivants
<Desc/Clms Page number 17>
EMI17.1
Seaa d'écoulement Rend88en en essence 4endewent en huile
EMI17.2
<tb> intermédiaire
<tb>
EMI17.3
#--##### l "en -e ide 1- ,--.-- % en poids Descendant 8,6 34v6 Aucenlant 1909 5299
EMI17.4
Conformément à l'invention, le produit réactionnel qvi tta."';. la première zone réactionnelle est envoyé danu les eeux cas da..18 un récipient de séparationèt séparé SOU? une pression de 100 atmosphères et à une température éle7ée en
EMI17.5
une phase gazeuse et une phase liquide.
La phase gageuse est
EMI17.6
hydro-raffiné aoue une pression de 100 Atmosphères à une tump4rature de J6000 avec une charge de catalyse= de 3 v/vh Le produit quittant la seconde zone reaotionnelle est d4compoa4 par distillation en une fraction d'ensence tt en une fraction d'huile interrJdiaire correspondant aux exem- plea 1 à 4. ta fraction d'huile intermédiaire montrait leu earaoteriatiquea suivantes 1
EMI17.7
9ara.ot"érietiQue Eoo1;1,tellient deBoend.a.n, Bp pu3. emejUt as p en.n Densité (20 0) 0#850 s/om3 0,851 /OM3 Début d'ébullition 815"0 21700 22500 4,5% en volume 490% en volume 250'0 te.. "R volume 3't0% en volume 275QO 46,o$ en volume 53tO% en volume 30000 65po en volume 70,5 en volume 325*0 84#0% en volume 66.,0:
' en volume Fin d'ébullition 34800 34700
EMI17.8
<tb> Température <SEP> du
<tb>
<tb> début <SEP> de <SEP> la <SEP> sépara-
<tb>
EMI17.9
tion de paraftîneo -12 0 vi> 0 Point de congélation -1800 -10 Q Soufre 8,5 ppm ' 6,0 ppm Azote total 10,0 ppm 8,0 ppm