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PROCEDE D'HYDROFORMAT ION.
La nouveauté de la présente invention est entièrement montrée dans la description et les revendications suivantes.
Hydroformer des naphtes pour augmenter l'aromaticité des huiles hydrocarbonées est, évidemment, une question de pratique commerciale. En vue d'hydroformer un naphte pour former des produits aromatiques, il est néces- saire que la charge d'alimentation contienne d'appréciables quantités d'hy- drocarbures naphténiques. L'hydroformation est généralement définie comme une opération dans laquelle l'huile à convertir est mise en contact avec une matière catalytique solide en présence d'hydrogène additionnel à des tempé- ratures et des pressions élevées, aucune consommation nette d'hydrogène n'ayant lieu dans cette opération.
Le.produit venant de l'opération d'hydroformation consiste en pratique entièrement en matières aromatiques et en paraffines, la charge d'alimentation pouvant, quand même, contenir des oléfines.
On a précédemment expliqué que la fonction de l'hydrogène addi- tionné, ou de celui qui est produit durant le procédé, est d'abord de sa- turer les oléfines et les dioléfines et, par conséquent, d'empêcher le crac- king de cette matière oléfinique avec le dépôt résultant de souillures car- bonées sur le 'catalyseur. Il est aussi généralement reconnu que l'opération d'hydroformation a pour résultat également l'isomérisation de paraffines à chaîne droite pour former des isoparaffines, ce qui, évidemment, améliore la qualité antidétonante du produit. De plus, les oléfinés et les paraffi- nes à chaîne droite subissent une cyclisation et une déshydrogénation pour former des matières aromatiques.
De même, des hydrocarbures non benzéni- ques tels que de l'éthyl cyclopentane, subissent une isomérisation pour for- mer du méthyl cyclohexane qui est déshydrogéné pour former du toluène.
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Jusqu'à présent, avant la présente invention, des naphtes naphté- niques ont été soumis à l'hydroformation pour produire des matières aromati- ques, du combustible pour moteur à haut indice d'octane et de la gazoline de haute qualité pour l'aviation. L'opération, cependant, était effectuée dans des lits fixes. En bref, l'opération était généralement effectuée dans au moins deux réacteurs fonctionnant en série, avec chauffage entre les réacteurs.
On comprendra que l'opération d'hydroformation est hautement endothermique et, par conséquent, le naphte d'alimentation et l'hydrogène devaient être chauffés jusqu'à une température excessivement élevée avant d'être alimentés au réacteur principal. Durant le passage du naphte à travers ce réacteur, dans l'opération commerciale habituelle décrite, il se produisait une chute de température d'environ 150 F. La matière effluente du premier réacteur était alors réchauffée et envoyée à travers le second réacteur pour compléter la conversion. On peut voir facilement que ce type d'opération est très insatis- faisant à cause des chutes importantes de températures qu'il entraîne.
Cela signifie, entre autres choses, que l'alimentation pénétrant dans le réacteur principal est nécessairement chauffée d'une manière si importante qu'un frac- tionnement des produits désirés se produit à et aux environs du point où l'a- limentation entre en contact pour la première fois avec le catalyseur dans la réacteur principal. Ceci est spécialement vrai si des oléfines sont présen- tes, car ces oléfines subissent une hydrogénation avec libération de chaleur additionnelle. De même, en aval du point d'entrée au réacteur où de la cha- leur est aussi requise, la quantité disponible à cet endroit est insuffisan- te.
Comme l'hydrogénation des oléfines est une réaction plus rapide que la déshydrogénation des naphtènes, faible s'il y en a une, une hydrogénation de la matière oléfinique se produit en des points en aval de ceux où il se- rait hautement avantageux de contre-balancer la chaleur absorbée durant la déshydrogénation.
En vue de vaincre cette dernière insuffisance relative à une distribution de chaleur convenable à travers le réacteur, il avait été pré- cédemment proposé d'employer un lit mobile de catalyseur qui se déplace à contre-courant vers le bas à l'encontre des vapeurs ascendantes. Cela n'a- vait pas résolu le problème d'une manière satisfaisante du fait qu'il est virtuellement impossible par ce procédé de maintenir le lit de catalyseur à une température uniforme là où le catalyseur circule à travers le système à des vitesses raisonnables. Si de hautes vitesses de circulation du cataly- seur sont maintenues en vue d'essayer de provoquer des températures sensi- blement uniformes à travers la zone de réaction, on a trouvé que la produc- tion de carbone est excessive et, par conséquent, le procédé est estimé im- praticable d'un point de vue commercial.
Une importante caractéristique de la présente invention réside dans le fait que le catalyseur d'hydroformation est sous forme d'une poudre qui est maintenue dans la zone de réaction sous forme d'un lit fluidifié turbulent dense. La nature du lit est telle que, du fait du mélange parfait et complet de toutes les parties du lit, provoqué par la nature de ce der- nier, il se réalise une uniformité de température dans l'entièreté du lit et, par conséquent, la charge d'alimentation subissant une conversion peut, avec succès, être maintenue sensiblement constante à toute température dé- sirée dans toute la longueur et la largeur du lit.
En d'autres mots, il est possible lorsqu'on opère suivant laprésente invention, de maintenir une dif- férence de température du haut en bas du lit, même lorsque la profondeur de celui-ci est de l'ordre de 30 à 50 pieds, n'excédant pas 10 à 15 F. L'a- vantage du maintien, de cette manière, de conditions sensiblement isothermes dans la zone de réaction est, évidemment, que les hydrocarbures sensibles à la température, tels que les oléfines ou naphtènes C5, ne sont pas soumis à une dégradation thermique et catalytique aux températures supérieures, nor- malement éprouvées dans un réacteur adiabatique fixe.
Les réactions indési- rables à haute température, non seulement donnent un indice d'octane bas, mais encore produisent des quantités excessives de carbone et, par consé- quent, la production de produit désiré en souffre.
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On a démontré, au cours d'expériences contrôlées comprenant l'hy- droformation de naphte vierge bouillant dans les limites d'environ 2000 à 350 F, que, pour le même indice d'octane, le procédé à catalyseur fluide don- ne des productions de gazoline du même indice d'octane 3 à 6 % supérieures à celles que l'on obtiendrait avec un lit fixe de catalyseur, la température moyenne ainsi que les vitesse de recyclage de gaz, la composition du cataly- seur et la vitesse spatiale étant équivalentes dans les deux procédés. Dans ces expériences, des précautions spéciales étaient prises en utilisant'un fourneau de préchauffage à vitesse élevée pour éviter un cracking thermique de l'alimentation avant qu'elle ne pénètre dans les réacteurs, de manière que les insuffisances de l'opération peuvent être attribuées directement au lit fixe de catalyseur.
Un autre avantage très pratique du catalyseur fluide réside dans la nature turbulente du catalyseur au passage du gaz de recyclage et de l'a- limentation hydrocarbonée. Comme résultat, la température de préchauffage de l'alimentation hydrocarbonée peut être limitée à un degré avantageux, par exem- ple 950 à 1050 F, tandis que le gaz de recyclage (gaz contenant de l'hydro- gène) peut être chauffé à des températures supérieures, de l'ordre de 1100 à 1200 F.
Lorsque ces deux courants sont alimentés à la base du lit fluidifié de catalyseur, la haute température du gaz de recyclage ne provoque pas une dégradation thermique de l'alimentation hydrocarbonée parce que le mélange instantané du catalyseur plus froid dans le réacteur, de l'alimentation hy- drocarbonée et du gaz de recyclage chaud contenant de l'hydrogène provoque une température moyenne basse de l'alimentation hydrocarbonée et du gaz hy- drogéné.
On a-précédemment proposé de traiter simultanément une alimenta- tion contenant des oléfines avec des naphtes vierges non oléfiniques sur di- vers types de catalyseurs sous différentes conditions opératoires. Avec cer- taines catalyseurs, il est requis qu'un transfert d'hydrogène soit effectué, c'est-à-dire, que l'oléfine agisse comme un accepteur d'hydrogène venant des hydrocarbures saturés, la déshydrogénation des hydrocarbures saturés étant accélérée par la présence de l'oléfine.
Dans d'autres opérations, l'oléfine est hydrogénée par le gaz de recyclage contenant de l'hydrogène dans les premières parties contactées dans le réacteur à lit fixe, tandis que les hy- drocarbures saturés sont déshydrogénés dans les parties du réacteur plus écar- tées de l'entrée, et cette réaction fournit l'hydrogène qui est recyclée com- me gaz riche en hydrogène vers l'entrée du réacteur pour l'hydrogénation des oléfines. Comme on le verra dans la description suivante de la présente in- vention, la même situation que décrit ci-avant existe mais elle est complé- tée d'une manière plus efficace.
Comme on le signalera, le lit fluidifié rend possible le réglage des températures pour un traitement idéal des oléfines et des hydrocarbures naphténiques ou alcools, et l'introduction de types oléfi- niques particuliers d'alimentation au point le plus convenable dans le réac- teur.
Dans la pratique industrielle, il y a trois types de naphtes con- tenant des oléfines, qui sont avantageux comme alimentations pour l'opération combinée d'hydrogénation et de déshydrogénation. Le premier de ces types olé- ìniques de naphtes et le naphte craqué thermiquement, produit dans le crac- king thermique ou le visbreaking (réduction de viscosité) d'une matière ré- siduelle lourde. Comme la température à laquelle un cracking thermique est réalisé doit être maintenue à une valeur relativement faible pour éviter un dépôt excessif de carbone, l'indice d'octane de ce naphte est bas, soit de l'ordre de 40 à 60 unités C.F.R. Research.
Du fait de la teneur de soufre relativement élevée de l'alimentation de résidus à ce procédé de visbreaking, la teneur de soufre de ces naphtes provenant du visbreaking est habituelle- ment élevée, de l'ordre de 0,3 % en poids. Il est non seulement avantageux d'améliorer l'indice d'octane du naphte dans l'opération proposée, mais en - core la désulfuration du naphte est une nécessité.
Le second type oléfinique de naphte qui constitue une alimenta-
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tion avantageuse pour le procédé d'hydronormation est la fraction lourde de gasoils craqués catalytiquement. Le naphte lourd bouillant dans les limites d'environ,275 à 400 F, a une faible teneur en oléfines mais elle contient en général beaucoup de soufre et de haute concentrations de naphtènes et d'aromatiques, dont certains sont du type indène et par conséquent, indési- rables à cause de leur tendance à former¯ de la gomme. Le traitement de ce naphte catalytique lourd est désirable pour enlever le soufre, la tendance à la formation de gomme, pour améliorer son indice.d'octane net et pour réa- liser une augmentation marquée dans la sensibilité au plomb de la matière.
Le troisième type de naphte à considérer est le naphte catalyti- que léger formé au cours d'un cracking catalytique normal de gasoils. Tan- dis qu'il est un composant très avantageux de gazoline de moteur sans aucun des inconvénients signalés pour les portions plus lourdes de gazoline cataly- tique, il est aussi une matière brute idéale pour la production d'une charge de mélange légère pour une gazoline d'aviation. Cette fraction bout dans. les limites d'environ 150 à 250 F. Lorsqu'elle est soumise aux réactions de saturation et d'hydrogénation de l'hydroformation, les oléfines sont con- verties en paraffines et la sensibilité au plomb du composant en partant de la gazoline d'aviation est rehaussée.
Une charge type, lorsqu'elle est sou- mise à une hydrogénation à basse pression ou au type d'opération décrit ici, a par conséquent un indice d'octane 1C, avec 4,6 cc de plomb tétraéthyle (qua- lité industrielle), de 98 et un indice de performance de 30, avec 4,6 ce'de plomb tétraéthyle d'environ 125. Il est à signaler que la qualité 10 est su- périeure à la qualité 3C en mélange pour une gazoline d'aviation du type à indice de performance de 115-145, et des matières aromatiques sont avantageu- ses pour les mélanges afin d'augmenter le taux de l'indice de performance 3C. Ces matières aromatiques sont produites sélectivement en partant du méthyl cyclohexane et de l'éthyl cyclopentane dans la partie d'hydroformation de l'opération décrite ici.
Un objet de la présente invention consiste à réaliser l'opéra- tion d'hydroformation, comme indiqué ci-avant, sous des conditions sensible- ment insothermes.
Un autre objet de la présente invention est de traiter la matière d'alimentation sous des conditions sélectives convenant le mieux pour produi- re des produits désirés à partir d'une alimentation particulière.
Un autre objet est de produire une gazoline d'aviation, de haute qualité, d'une manière, plus efficace que par les méthodes utilisées jusqu'à présent.
Un autre objet de la présente invention consiste à produire du toluène et des xylènes à partir d'huiles hydrocarbonées d'une manière moins chère et plus efficace que par les méthodes utilisées jusqu'à présent.
D'autres objets encore de l'invention ressortiront de la descrip- tion plus détaillée suivante de l'invention.
Au dessin annexé, est représenté schématiquement un appareil dans lequel une réalisation préférée suivant l'invention peut être mise à effet pratique.
En se référant en détail au dessin, une alimentation, habituel- lement une alimentation naphténique vierge bouillant dans les limites d'envi- ron 200 à 350 F et contenant environ 40 % de naphtènes, est introduite dans le présent système par une conduite 1 pendant que, simultanément, on introduit par une conduite la un naphte craqué catalytiquement bouillant dans les li- mites d'environ 275 à 400 F. Le mélange des' charges d'alimentation dans la conduite 1 est alors envoyé à travers une pompe 3 et ensuite, dans un dispo- sitif de chauffage 4 qui peut être, par exemple, un serpentin chauffé, dispo- sé dans un montage convenable à fourneau.
La matière est chauffée jusqu'à une
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température de 1000 F dans le réchauffeur-4 et ensuite, déchargée dars un ré- acteur d'hydroformation 12. Ce dernier peut avoir, comme le dessin le mon- tre, une base conique et un chapeau convexe, entre lesquels est disposée une paroi latérale cylindrique verticale. L'hydrogène nécessaire pour amorcer le traitement est introduit dans le présent système par une conduite 2, puis est envoyé dans un compresseur 5, ensuite dans le moyen de chauffage 4, où il est chauffé jusqu'à environ la même température que l'huile, et ensuite il est envoyé à la base du réacteur 12, comme représenté.
Le réacteur 12 est pourvu, d'un dispositif.de distribution de gaz G qui peut consister en une grille ordinaire, le but de cette dernière étant, évidemment, d'aider à la bonne distribution du gaz et des vapeurs qui pénètrent. Le réacteur 12 con- tient un lit de catalyseur en poudre qui est maintenu sous la forme d'un lit fluidifié, turbulent, dense s'étendant depuis G jusqu'à un niveau supé- rieur L de la phase dense. Au-dessus de L, il y a une dispersion en phase légère de catalyseur dans des gaz et/ou des vapeurs. La vitesse superficielle des gaz et des vapeurs passant à travers le réacteur 12 en contact avec le catalyseur est maintenue à environ'0,2 à 1,5 pied par seconde lorsque le ca- talyseur a une dimension de particule d'environ 200 à 400 mailles.
Le cataly- seur lui-même, comme cela apparaîtra même ci-après, peut être composée de, par exemple 10 % de MoO3 sur de l'alumine active ou bien il peut consister en 10 % de Or 2 03 sur de l'alumine active, ou bien il peut être composé de 1/2 à 1 % d'un métal du groupe de platine, de préférence le platine lui-même, sur un agent d'espacement, tel que de l'alumine active. Les pourcentages don- nées sont en poids et font référence au poids total du catalyseur.
Sous les .conditions opératoires, température, pression, temps de séjour, etc, développées plus explicitement par après, l'alimentation su- bit une hydroformation et finalement le produit sort du niveau supérieur de la phase dense, passe à travers un ou plusieurs séparateurs à cyclone 13 dans lesquels le catalyseur entraîné est séparé et renvoyé à la phase dense, à travers une ou plusieurs canalisations plongeantes d. Les vapeurs effluentes du réacteur passent par une conduite 14 dans un épurateur de catalyseur S, dans lequel on enlève et on renvoie au réacteur par la conduite 15 les fines de catalyseur restant encore dans les vapeurs effluentes et les hydrocarbu- res liquides.
Les vapeurs, qui sont à ce moment sensiblement libérées des dernières traces de catalyseur, sont chargées de l'épurateur S, par une con- duite 16, dans un séparateur à haute pression 17. De ce séparateur à haute pression, un gaz riche en hydrogène est évacué au sommet par une conduite 18 et recyclé vers le fourneau 4 pour une nouvelle utilisation dans le procédé.
En vue d'empêcher la présence d'une quantité excessive d'hydrogène dans le système, et aussi pour être débarrassé,des'masses sulfureuses et des hydrocar- bures légers, tel que le méthane formé au cours du procédé, la conduite 18 est pourvue d'une conduite de saignée 19 grâce à laquelle les matières indé- sirables sont rejetées du système. Le produit normalement liquide est évacué du séparateur à haute pression 17 par une conduite 20, passe par une soupape de réduction 21, et ensuite, par une conduite 22, dans une colonne de frac- tionnement 23. Un courant de tête est évaucé du dispositif de fractionnement 23 par une conduite 24, condensé dans un réfrigérateur 25 et délivré au tam- bour séparateur 26. Une partie du liquide dans Z6 peut être recyclée par une conduite 27 au sommet du dispositif de fractionnement 23.
Le reste du liqui- de provenant du séparateur 26 est délivré, par une conduite 28, à un dispo- sitif d'emmagasinage du produit 29. Les dépôts lourds sont évacués du dispo- sitif de fractionnement 23 par une conduite 33 et recyclés à la conduite d'admission de l'alimentation 1. Une partie de ces dépôts peut être recyclée vers la base du dispositif de fractionnement 23 en passant par une pompe 30 et un réchauffeur 31. Une autre partie de ces dépôts lourds peut être reje- tée du système par une conduite 34.
Une autre méthode de mise en oeuvre du présent procédé consiste à alimenter la matière contenant des oléfines au système par une conduite 10, cette matière passant ensuite à travers une pompe p et dans un fourneau 11 dans lequel elle est chauffée à une température qui n'est sensiblement pas
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supérieure à la température de réaction d'environ 900 F. L'huile chauffée est évacuée du fourneau 11 et chargée dans le réacteur 12 par une conduite 10a en un point supérieur dans le lit de catalyseur fluidifié C. La position de la conduite 10a dans le réacteur est telle qu'une portion non supérieure à la 1/2, et de préférence à 1/4, du lit de catalyseur à phase dense se trou- ve au-dessus du point d'entrée de la.conduite 10a.
Il sera entendu que l'a- limentation pénétrant dans le réacteur 12 par la conduite 2 est introduite à ce point élevée tandis que l'alimentation de naphte vierge introduite dans le' système par la conduite 1, pénètre à la base du lit, comme décrit précé- demment. Le but de cette façon de soumettre l'alimentation pénétrant par la conduite 10a à un temps de contact plus court est de réaliser une saturation des oléfines,particulièrement des iso-oléfines sans, cependant, permettre un temps de contact suffisant pour que les isoparaffines ainsi formées puis- sent s'isomériser en paraffines à chaîne droite. Le choix de la méthode d'in- troduction de l'alimentation contenant les oléfines, entre les conduites la et 10, dépend de la gamme d'ébullition de ce composant de l'alimentation to- tale.
En général, on peut dire que, si la charge d'alimentation bout en des- sous de 1800 F, elle devrait être introduite en un point supérieur du réac- teur par la conduite 10a tandis que des alimentations bouillant principale- ment au-dessus de 200 F sont'envoyées au réacteur, en les introduisant dans le système pour la conduite la.
Il doit être entendu, en ce qui concerne le catalyseur, que ce dernier peut être utilisé indéfiniment sans demander d'interruption de la phase productrice pour sa régénération, ou bien qu'on peut utiliser des con- ditions de fonctionnement qui exigeraient une régénération dudit catalyseur.
Dans l'un ou l'autre cas, les techniciens en''ce. domaine'des pétroles com- prendront comment opérer en utilisant le type régénératif de catalyseur dans le système fluidifié ou le type non régénératif dans lequel le catalyseur peut être¯ utilisé, d'une manière continue, durant une période de temps très étendue. En conséquence, les moyens spécifiques de régénération du cataly- seur, si celle-ci est nécessaire, n'ont pas été décrite.-en détail puisque cette caractéristique ne constitue pas le centre de l'invention.
Les conditions préférées d'opération dans-le rédacteur 12 sont données ci-après sous forme de tableau.
Conditions dans le réacteur 12 lorsque le catalyseur est constitué de
10 % en poids d'oxyde de molybdène et de 90 % en poids d'alumine (active).
EMI6.1
<tb>
Composition <SEP> de <SEP> l'alimentation <SEP> naphte'natif, <SEP> 200 -350 F
<tb>
<tb>
<tb> Composition <SEP> de <SEP> l'alimentation
<tb>
<tb> et <SEP> gamme <SEP> d'ébullition <SEP> dans <SEP> la <SEP> naphte <SEP> craqué, <SEP> 150 -250 F
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Température <SEP> 920 F, <SEP> gamme <SEP> de <SEP> 875 -950 F
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Pression <SEP> 200 <SEP> livres <SEP> par <SEP> pouce <SEP> carré,
<tb>
<tb>
<tb> gamme <SEP> de <SEP> 100-450 <SEP> l.p.c.
<tb>
<tb>
<tb>
Vitesse <SEP> spatiale <SEP> poids/heure/poids <SEP> 0,4, <SEP> gamme <SEP> de <SEP> 0,2-1,0
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Hauteur <SEP> du <SEP> lit <SEP> de <SEP> catalyseur <SEP> approximativement <SEP> 50 <SEP> pieds
<tb>
<tb> (G <SEP> jusqu'à <SEP> L)
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Pieds <SEP> cubes <SEP> d'hydrogène <SEP> (60 <SEP> à <SEP> 75 <SEP> %)
<tb>
EMI6.2
par baril d.' alimentation totale du
EMI6.3
<tb> réacteur <SEP> 12 <SEP> 2300, <SEP> gamme <SEP> de <SEP> 1000-5000
<tb>
<Desc/Clms Page number 7>
Conditions dans le réacteur 12 lorsque le catalyseur est du platine sur de l'alumine (active) plus de l'hydrogène fluoruré.
EMI7.1
<tb>
Composition <SEP> de <SEP> l'alimentation <SEP> naphte <SEP> vierge, <SEP> 200 -350 F
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Composition <SEP> de <SEP> l'alimentation <SEP> et
<tb>
<tb>
<tb> gamme <SEP> d'ébullitions <SEP> dans <SEP> la <SEP> naphte <SEP> craqué, <SEP> 150 -250 F
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Température <SEP> 910 F, <SEP> gamme <SEP> de <SEP> 875-950 F
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Pression <SEP> 400 <SEP> livres <SEP> par <SEP> pouce <SEP> carré,
<tb>
<tb>
<tb> gamme <SEP> de <SEP> 100-1000
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Vitesse <SEP> spatiale, <SEP> poids/heure/poids <SEP> 3, <SEP> gamme <SEP> de <SEP> 0,7-5
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Composition <SEP> du <SEP> catalyseur <SEP> en <SEP> parts
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> en <SEP> poids <SEP> 99,Al2O3 <SEP> 0,4 <SEP> platine
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Pieds <SEP> cubes <SEP> d'hydrogène <SEP> (90 <SEP> à <SEP> 95%)
<tb>
<tb>
<tb> par <SEP> baril <SEP> de <SEP> l'alimentation <SEP> totale <SEP> . <SEP> 8000, <SEP> gamme <SEP> de <SEP> 3000-10.000
<tb>
EXEMPLE 1
Lorsqu'on envoie 75 volumes d'un naphte vierge dans la conduite 1 provenant de matières brutes paraffiniques mélangées dont l'inspection est la suivante:
EMI7.2
<tb> X <SEP> API <SEP> - <SEP> 54 <SEP> Paraffines <SEP> 46 <SEP> Vol. <SEP> %
<tb>
<tb>
<tb> Point <SEP> d'ébullition <SEP> initial <SEP> - <SEP> 185 F <SEP> Aromatiques <SEP> 7
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> 50 <SEP> % <SEP> enlevé <SEP> à <SEP> 260 F <SEP> Naphtènes <SEP> 46
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Point <SEP> d'ébullition <SEP> final <SEP> - <SEP> 345 F <SEP> Oléfines <SEP> 1
<tb>
<tb>
<tb> S <SEP> 0,15 <SEP> % <SEP> en <SEP> poids
<tb>
avec 25 volumes d'un naphte lourd craqué catalytiquement, dont l'inspection est la suivante:
EMI7.3
<tb> X <SEP> API <SEP> - <SEP> 36,3 <SEP> Paraffines <SEP> 10 <SEP> Vol. <SEP> %
<tb>
<tb> Point <SEP> d' <SEP> ébullition <SEP> initial <SEP> - <SEP> 327 F. <SEP> Aromatiques <SEP> 48
<tb>
<tb> 50 <SEP> % <SEP> enlevé <SEP> à <SEP> 376 F <SEP> Naphtènes <SEP> 23
<tb>
<tb> Point <SEP> d'ébullition <SEP> final <SEP> - <SEP> 425 F <SEP> Oléfines <SEP> 19
<tb> S <SEP> 0,35 <SEP> % <SEP> en <SEP> poids
<tb>
aux conditions opératoires déterminées pour l'utilisation avec des cataly- seurs à oxyde ou à alumine, les résultats suivants sont obtenus, comme on l'indique par la production, l'indice d'octane et l'inspection du produit.
EMI7.4
<tb> Indice <SEP> d'octane <SEP> 97 <SEP> Research <SEP> net
<tb>
<tb> Production, <SEP> Vol.
<SEP> % <SEP> 86
<tb>
<tb> Gaz <SEP> sec, <SEP> poids <SEP> % <SEP> 12
<tb>
<tb> Carbone, <SEP> poids <SEP> % <SEP> 1,5
<tb>
<tb> Soufre, <SEP> poids <SEP> % <SEP> 0,002
<tb>
<tb> Oléfine, <SEP> Vol. <SEP> % <SEP> 5
<tb>
<tb> Aromatiques, <SEP> poids <SEP> % <SEP> 68
<tb>
EXEMPLE II
Dans cet exemple, les,conditions de température, de pression et de vitesse d'alimentation sont sensiblement les mêmes que celles de l'exemple précédent mais un naphte léger craqué catalytiquement, bouillant dans
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les limites du C, à 200 F, était envoyé au sommet du réacteur par unc con- duite 10 dans les mêmes proportions.que dans l'exemple précédent, de 25 vo- lumes de naphte craqué catalytiquement pour 75 volumes de naphte vierge.
La gazoline d'aviation suivante était produite:
EMI8.1
<tb> Pression <SEP> de <SEP> vapeur <SEP> Reid <SEP> 6 <SEP> livres
<tb>
<tb>
<tb> Poiht <SEP> d'ébullition <SEP> final <SEP> '320 F
<tb>
<tb>
<tb> Production <SEP> en <SEP> vol.. <SEP> % <SEP> sur
<tb>
<tb>
<tb> l'alimentation <SEP> totale <SEP> 72 <SEP> % <SEP>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Indice <SEP> d'octane <SEP> 1C <SEP> + <SEP> 4,6 <SEP> cc
<tb>
<tb>
<tb> de <SEP> plomb <SEP> tétraéthyle <SEP> 97
<tb>
<tb>
<tb>
<tb> Indice <SEP> de <SEP> performance <SEP> 3C <SEP> +
<tb>
<tb>
<tb> 4,6 <SEP> cc <SEP> de <SEP> pb,tétraéthyle <SEP> 170
<tb>
Il sera entendu que, en ce qui concerne le catalyseur utilisé dans le présent procédé, l'invention n'est pas limitée aux catalyseurs men- tionnés spécifiquement ci-avant,
mais tous catalyseurs convenables d'hydro- formation peuvent être utilisés. Par exemple, un oxyde de molybdène supporté sur des spinelles de zinc peut être utilisé, c'est-à-dire, un catalyseur con- tenant 10 % en poids d'oxyde de molybdène et 90 % en poids de spinelles de zinc. De même, un catalyseur contenant 10 % en poids d'oxyde de chrome et 90 % en poids de spinelles de zinc peut être utilisé. De plus, on peut emplo- yer les catalyseurs dits stabilisés, par exemple, du molybdate de calcium ou de cobalt sur des spinelles'de zinc. Le catalyseur du type en platine peut contenir de 0,3 à 1 % en poids d'un platine avec ou sans amorçage avec 0,5 à 2 % d'hydrogène fluoruré.
Le catalyseur est préparé, d'une manière classi- que, en imprégnant de l'alumine à surface élevée avec de l'acide chloropla- tinique qui est ensuite réagi avec de l'H2S. Le palladium peut remplacer le platine dans le catalyseur précédent en utilisant 2 à 3 fois plus de palladium que de platine. D'autres supports tels que de la magnésie, de là silice, de l'oxyde de zirconium, et matières semblables peuvent être employés comme agents d'espacement.
Une phase importante de la présente invention est constituée par les détails de fonctionnement du réacteur fluide, c'est-à-dire, la tempéra- ture des matières d'alimentation et les points d'entrée au réacteur. La tempé- rature de l'alimentation quittant le fourneau 4 et pénétrant dans le réacteur 4 juste au-dessus ou jusque en dessous de la grille G du réacteur devrait être limitée à moins de 1000 F. Il est préférable que la température soit de l'or- dre de 950 F.
La température du gaz de recyclage quittant le fourneau 4 et pénétrant à la base du réacteur peut être de l'ordre de 1100 à 1400 F, de préférence 1150 F. Les dimensions du réacteur sont choisies telles que la vitesse superficielle des vapeurs juste au-dessus-de la grille, mesurée aux conditions d'opération sans considérer le catalyseur, est supérieure à 0,1 pied par seconde et moindre que 1,5 pied par seconde. Plutôt que de changer la rigueur du traitement en changeant la température du réacteur, il est pré- férable que la température des composants de l'alimentation soit maintenue constante et que la rigueur soit changée en modifiant le niveau du cataly- seur dans le réacteur pour l'élever ou l'abaisser.
De cette manière, une élé- vation du niveau supérieur L de la phase dense a pour résultat un temps de con- tact plus long, tandis qu'un abaissement de ce niveau raccourcit ce temps de contact. Ceci est rendu possible par enlèvement ou addition de catalyseur au réacteur, l'addition se faisant depuis une trémie d'alimentation A représen- tée au dessin.
A titre de bref résumé, les présents perfectionnements sont re- latifs, d'une manière générale, comme on l'a établi, à la fabrication d'un combustible de moteur de haute qualité contenant des quantités appréciables de matières aromatiques et paraffiniques, et¯ aussi à la préparation d'une gazoline d'aviation de haute qualité constituée¯. d'une manière semblable en ce qui concerne, sa teneur en hydrocarbures.
En résumé, le procédé comprend,
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comme on l'a établi, l'action de soumettre une alimentation mélangée conce- nant à la fois des hydrocarbures naphténiques et des hydrocarbures défini- ques, à une opération d'hydroformation en présence d'un catalyseur sous des conditions déterminées,dont la caractéristique principale est le maintien de conditions sensiblement isothermes dans la zone de réaction, en attei- gnant ainsi le résultat désiré de haute productions de produits de qualité élevée.
De nombreuses modifications de la présente invention peuvent être'réalisées-par les techniciens en ce-domaine saris-se départir-pour cela de l'esprit de cette invention.