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L'hydrogénation catalytique non-destructi" dois hydrocarbures aromatique* permet de transformer ceux-ci en hydrocarbures cycloaliphatique4 correspondants, et notamment le benzène en oyolohexane, le toluène en méthyloyclohexane, les ayinoa en dithdthylsyclohoxanes et le naphtalène en t<tfttt ou décahydromphtalênee Divers procédé* ont été pt'Opoda 1 oet effet, witt uns mettant en oeuvre les hydrocarbures aoua forme liquide, les autres faisant appel à une conversion en .Phase gazeuse.
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Ces procédés présentent néanmoins divers lncon- v'n1enta lorsqu'on veut obtenir un hydrocarbure cycloali- pbatique de grande pureté, telle que l'exige actuellement l'industrie. les procédés en phase vapeur n'ont en pratique
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qu'un faible débit par unité de volume de zone reaotionnelle, en raison non seulement de la faible densité du produit traite, mais encore de la difficulté de refroidir efficace- ment ladite zone, ce qui conduit soit à utiliser des appareils volumineux, comportant des circuits de refroidis- sèment interne très importants et coûteux, sans pouvoir éviter totalement des échauffements locaux du catalyseur qui provoquent une réduction de son activité, soit à diluer les hydrocarbures aromatiques dans un volume important de
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gax ou de vapeurs,
et par exemple dusa les produis d'hydrogduation correspondants, ce qui conduit 1 prévoir un taux de recyclage important pour cea derniers, et par conséquent un faible débit de l'installation.
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Quant 6 procédés en phase liquide, notamnfcrtt ceux dans lesquels l'hydrocarbure aromatique est introduit avec l'hydrogène dans un grand. excès d'hydrocarbure cycloaliphatique correspondant contenant le catalyseur en suspension, s'ils assurent généralement une bonne élimination de la chaleur dégagée par la réaction, notamment lorsque l'hydrocarbure hydrogéné est éliminé par distillation, ils ne permettent généralement pas d'obtenir celui-ci dans un grand état de pureté. En effet, lors de cette distillation, il n'est pu
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possible d'éviter l'entraînement de l'hydrocarbure a:'I!Q:t1q,". traité dont la température de distillation est voisine de celle de son produit d'hydrogénation.
En outre, dans les procédés en phase liquide, la vitesse de réaction devient très faible pour les taux de conversion élevés qui seule permettent d'obtenir des hydrocarbures cycloaliphatiques de degré 'de cureté satis- faisant.
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Ainsi les procédés en phase liquida sont diffacilement utilisables lorsqu'on désire obtenir une production Importante d'hydrocarbure oycloal1phat1que do grande pu td-# en raison de la nécessité de recourrîr à l'emploi 4t1 d'un volume considérable ou encore de prévoir plvujitur réacteurs en série de volumes sensiblement égaux dont le premier est utilisé pour transformer la majeur partit
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de l'hydrocarbure aromatique, et par exemple go dut diz ci, et les suivants pour convertir des fractiooe conrtwîfcent
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décroissantes de celui-ci, par exemple 3,5% dana le second réacteur , 1% dans le troisième réacteur, 0,3% dans le quatrième réacteur, etc..., l'hydrocarbure cycloaliphatique étant éventuellement séparé à chaque étape par distillation.
Une telle solution conduit & utiliser un volume d'appareillage considérable et à réaliser un apport extérieur de chaleur pour séparer par distillation l'hydrocarbure cyoloaliphatique dans le dernier ou les derniers étages de réaction. En effet, en raison du taux réduit de conversion dans ces/étages, la chaleur dégagée par la réaction est négligeable et donc insuffisante pour distiller le produit de la réaction. Il n'est pas non plus possible d'utiliser à cette fin la chaleur dégagée par la réaction dans les étagae antérieurs, en raison du niveau de température insuffisant auquel ce dégagement se produit.
La présente invention se propose de remédier à ces défauts des procédés antérieurs en fournissant un procédé permettant de convertir les hydrocarbures aromatiques, et par exemplele benzène, le toluène et/ou le xylène,, en hydrocarbures cycloaliphatiques correspondants de grande pureté, avec un volume d'appareillage réduit, une grande vitesse de réaction et sans consommation appréciable de chaleur d'origine externe.
Selon ce procédé ,dans une première son? de réaction, l'hydrocarbure aromatique et de l'hydrogbne en proportion au moins égale à la proportion atoeohiométrique sont introduits dans l'hydrocarbure cyclocaliphatique correspondant & l'état liquide, renfermant en suspension un catalyseur solide d'hydro- génation en phase liquide , le rapport molaire dudit hydrocar- bure aromatique au dit hydrocarbure cycloaliphatique correspondant étant maintenu sensiblement constant dans ladite première
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sono à une valeur comprise entre 0,003 et 0,1,
l'affluent gazeux du bain traversant ensuite une seconde zone de ' réaction contenant un catalyseur solide d'hydrogénation en phase gazeuse ce qui permet d'obtenir à la sortie de cette zone un effluent gazeux constitué d'hydrogène en exact et d'hydrocarbure oyoloaliphatique de pureté élevée qu'il suffit de refroidir pour condenser ledit hydrocarbure
Dans ces conditions, on obtient un produit de grande pureté avec un débit important, cependant que la chaleur nécessaire à la vaporisation des hydrocarbures est fournie exclusivement par la chaleur de réaction dégagée au cours de la première étape en phase liquide, de aorte que tout appoint externe de chaleur peut être évité.
Le rapport molaire entre l'hydrocarbure aromatique et l'hydrocarbure cycloaliphatique peut être facilement déterminé par des dosages classiques, par exemple par spectrographie ultraviolette ou par chromatographie en phase gazeuse.
Les catalyseurs utilisés pour la mine en oeuvre de chacune des étapes de la réaction sont des catalyseurs d'hydrogénation classiques, le catalyseur de la première zone de réaction étant un catalyseur solide classique d'hydrogénation en phase liquide, mis en suspension dans le bain d'hydrocarbure liquide, tandis que le catalyseur classi@ d hydro- génation en phase gazeuse de la seconde zonerpeut être du type fixe, mobile ou fluidisé, la préférence étant toutefois donnée à un catalyseur en lit fixe.
Ces catalyseurs pourront être utilisés tels quels ou après dép8t sur un support quelconque.
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A titre d'exemple, on pourra utiliser comme catalyseur un métal du groupe VIII de la classification périodique des éléments, et notamment le nickel, le cobalt, le platine, le palladium, le rhodium et/ou le ruthénium, " et comme support, le charbon, l'alumine, la silice, la pence, l'asbeste, les argiles etc...
La température et la pression de réaction août choisies dans le domaine des température$ et des pressions habituellement utilisées avec les Catalyseur$ d'hydrogé- nation précité , et à un niveau compatible d'une part avec le maintien d'une phase liquide au cours de la première étape et d'une phase gâteuse au cours de la seconde étape de réaction et d'autre part avec le maintien d'un bon entrât ne ment des vapeurs d'hydrocarbures par l'hydrogène. De préfé- rence, dans la première zone de réaction, la température aéra inférieure de 10 à 100 C, de préférence 30 à 70 C, à la température d'ébullition de l'hydrocarbure cycloaliphatique qui s'y trouve contenu, nous la pression totale considérée.
A titre d'exemple, des vitesses de réaction satin., faisant@* industriellement pourront Stre obtenues à des températures comprises par exemple entre 80 et 250 C et aoua des pressions comprises par exemple entre 1 et 100 atmosphères, sans que ces limites aient un caractère impé- ratif, la température et la pression au cours de la première étape pouvant être différentes de celles retenues pour la mise en oeuvre de la seconde étape.
Il est toutefois possible d'opérer à des températures et sous des pressions sensiblement égales, dans les deux
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étapes, à condition de réduire la pression partielle des hydrocarbures dans 3.'affluent de la première étape, par exemple par dilution au moyen d'hydrogène ou de gaz de recyclage, pour éviter toute condensation,indésirable d'hydrocarbures au cours de la seconde étape de réaction.
L'hydrogène est utilisé en proportion au moins
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égale à à proportion stoechiometrique correspondant es degré de saturation recherché; par exemple 3 moles d'hydrogène par mole de bensène, Toluène ou xylène, 2 ou 5 mol<>a cl'hrdro-' gène par mole de naphtalène, etc.
Il n'est pas essentiel que l'hydrogène soit pur,
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des mélanges d'hydrogène avec d'autre sgaz tels que,, par exemple, CH4' CO, N. pouvant égaleiaent titre utilisés. Il est d'ailleurs avantageux de recycler l'hydrogène en excès répare au terme de la seconde étape et cet hydrogène contient généraloment des proportion!! notables de tels gaz.
La mise en oeuvre do l'invention peut être illustré* par la figure 1, donnée & tites d'exemple Sur cette figure, 1 représente le réacteur d'hydrogénation de première étape,
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2 un éC..ns;8UX' de chaleur, 3 le réacteur de seconde 'étape, 4 un "tr1sdI'aQ, , un ildpr'Iteur.ào 9" <ie liquida 6,7 8 et 9 des pompes de circulation. : : Le! r4aoteUX' 1 partiellement ""j)1 d.'h3 QycloaUphat1q\.1' contenant le oatjt!)Lyi$<mr m suspension, est alimenté en hydrocarbure aromatique liquide eorre<j[)ondant par l'intermédiaire de la canalisation 10, a* 2A pompe de 011'C11- 1 lation 7 et de la canalisation Il* L'hydrogène arrive par la canalisation 12, la pompe de circulation 6 et la canalisation
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13.
L'effluent gareuxcomposé d'hydrogène, d'hydrocarbure cycloaliphatique et d'une faible proportion d'hydrocarbure aromatique correspondant passe par la canalisation 14 dans le réacteur .3 garni d'un catalyseur en lit fixe, puis dans la canalisation 15, la pompe de circulation 9, la canalisation 16 et le réfrigérant 4. De là, l'effluent partiellement condensa passe par la canalisation 17 dans le séparateur 5 d'où l'hy- drocarbure cycloaliphatique liquide par est évacua par la canalisation 18, tandis que les gaz incondensables sont recycles à l'entrée du premier réacteur par la canalisation 19.
Une fraction du contenu du réacteur 1 est continuel- lement soutirée par la canalisation 20, passe par la pompe 8, la canalisation 21 et l'échangeur de chaleur 2 et retourne par la canalisation 22 dans le réacteur 1, ce qui permet de main- tenir sensiblement constante la température du liquide dans le réacteur 1.
D'autres systèmes de circulation pour l'élimination des calories peuvent être utilisée, tels que thermosiphon, échangeur interne au réacteur, etc...
Selon une autre réalisation, le réacteur 3 et Juxtaposé à la parte* supérieur* du réacteur 1.
Divers perfectionnements pouvant tire apportée au schéma précèdent. Oient ainsi qu'une partie des gaz recycles par la canalisation 19 peut être envoyée par la canalisation 23 vers le réacteur 3, ces gaz permettant en diluant la charge d'éviter toute condensation indésirable des vapeurs d'hydrocarbures dans le réacteur 3.
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Un autre perfectionnement consiste à soutirer par la canalisation 24 une partie des gaz recycles, de manière à éviter une accumulation excessive do gaz Inertes tels que CH4, CO, N2, etc..., une autre alternative non représentée consistant 1 liquéfier une partie des gaz de recyclage pour en séparer les gaz inertes plus facilement liquéfiables que l'hydrogène.
@ D'autres modifications apparaîtront évidentes aux spécialiste .
Les exemples comparatifs suivants démontrent la supériorité du présent procédé (exemple 1) par rapport aux procédés antérieurs (exemples 2 à 5) EXEMPLE 1
On utilise le dispositif selon l'invention repré- sente sur la figure 1, en fixant pour les deux réacteurs,!. et 3 la température à 200 C et la pression à 40 kg/cm .
On introduit initialement 45kg de cyclohexane et 5kg de nickel de Raney dans le réacteur 1 et admet ensuite dans ce réacteur du benzène à raison de 100 kg/h et de l'hydrogène en excès par l'apport à la stoechiométrie. Dans ces conditions le volume rédactionnel reste constant.
L'effluent gazeux passe ensuite dans le réacteur 3 contenant 2,5 kg d'un catalyseur à 20% de nickel déposé sur charbon actif, disposé en lit fixe. Le cyclohexane, obtenu avec un rendement pratiquement quantitatif par condensation de l'effluent du réacteur 3, ne renferme que 0,01% en poids
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de benzine. Aucun apport de chaleur n'est nécessaire au court de la réaction
EXEMPLE 2
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A titre de compara ison, on supprims 1* réacteur 3 le exmiM 4 réaliser l'hydrogénation du bentêner dans un ijoot réacteur 1.3 on phase liquidât On est alors obligé , pour obtenir un produit suffisamment pur,
d'introduire 10 kg de nickel de Xanoy tt 90 kg de ayolohexane dans le réacteur 1 et 4 lntehir constant ce volume rdactionnel. hl8rs dans ces conditions, le cyclohexane obtenu ten- ferme encore 0,8% de benzène.
EXEMPLE 3
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L'exemple 2 est répété en utlt.inanto comme nasse t-etetionnelle, 20 kg de nickel de Raney et 180 kg de oyclohexMC.
Dans ces condition , le cyclohexane obtenu renferme encore 0,12% de benzène.
/ EXEMPLE
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L'exextple 1 est répété en remplaçant le réacteur .3 pfcf un réacteur en phase liquide identique au réacteur 1,chacun des réacteurs 1 et 3 renfermant initialement 5kg de nickel de Raney
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et 45 IZ9 de cycichexane.
Dans ces conditions (deux réacteurs en phase liquide), le cyclohexane obtenu ne renferme plus que 0,1% de benzène, mai* ce résultat, d'ailleurs inférieur A celui de l'exemple 1,
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n'est obtenu qu'en fournissant une quantité importante de' chaleur d'origine externe au second réacteur pour assurer l'élimination en phase vapeur du produit de la réaction' EXEMPLE 5
On n'utilise qu'un réacteur unique en phase, vapeur.
Pour obtenir la conversion de 100 kg/heure de benzene,il est nécessaire de mettre en oeuvre un réacteur d'un: volume environ- 20 fois supérieur à celui du réacteur en phasg vapeur, 3. 4* @ l'exemple 1 et d'utiliser 50 kg de nickel sur' charbon actif disposé en lit fixe.
Il est également nécessaire 4 recycler et de refroidir l'effluent du réacteur à raison de 500kg/heurs pour assurer l'enlèvement des calories dégagées par la réaction* Dans ces conditions, on ne peut maintenir uns température cons- tante dans le réacteur, la température à l'antrée atteignant 160 C et à la sortie 220 C. Malgré ces incon énients, le cyclohexane obtenu renferme encore 0,09% de benzène.
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The non-destructive catalytic hydrogenation of aromatic hydrocarbons * makes it possible to transform them into the corresponding cycloaliphatic hydrocarbons4, and in particular benzene into oyolohexane, toluene into methyloyclohexane, ayinoa into dithdthylsyclohoxanes and naphthalene into t <tphthalene or decahromydene process * were pt'Opoda 1 oet effect, witt some using hydrocarbons ora liquid form, the others using a conversion in .Gaseous phase.
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These processes, however, have various drawbacks when it comes to obtaining a high purity cycloalipbatic hydrocarbon, as currently required by industry. vapor phase processes do not have in practice
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that a low flow rate per unit volume of reaction zone, due not only to the low density of the product treated, but also to the difficulty of effectively cooling said zone, which leads either to the use of bulky devices, comprising very large and expensive internal cooling circuits, without being able to completely avoid local heating of the catalyst which causes a reduction in its activity, or to dilute the aromatic hydrocarbons in a large volume of
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gax or vapors,
and for example due to the corresponding hydrogduation products, which leads to a high recycling rate for the latter, and consequently a low flow rate of the installation.
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As for 6 liquid phase processes, in particular those in which the aromatic hydrocarbon is introduced with the hydrogen in a large. excess of the corresponding cycloaliphatic hydrocarbon containing the catalyst in suspension, although they generally ensure good elimination of the heat given off by the reaction, in particular when the hydrogenated hydrocarbon is removed by distillation, they generally do not make it possible to obtain the latter in a great state of purity. Indeed, during this distillation, it is not possible
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It is possible to avoid the entrainment of the treated hydrocarbon a: 'I! Q: t1q, "the distillation temperature of which is close to that of its hydrogenation product.
In addition, in liquid phase processes the reaction rate becomes very low at high conversion rates which alone allow cycloaliphatic hydrocarbons of satisfactory degree of curness to be obtained.
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Thus the processes in the liquid phase are difficult to use when it is desired to obtain a significant production of oycloal1phat1que hydrocarbon of great pu td- # because of the need to resort to the use of 4t1 of a considerable volume or even to provide for multiple reactors. in series of approximately equal volumes, the first of which is used to transform the major partit
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of aromatic hydrocarbon, and for example go dut diz ci, and the following to convert conrtwîfcent fractiooe
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decreasing thereof, for example 3.5% in the second reactor, 1% in the third reactor, 0.3% in the fourth reactor, etc ..., the cycloaliphatic hydrocarbon being optionally separated at each stage by distillation .
Such a solution results in the use of a considerable volume of equipment and in carrying out an external supply of heat to separate the cyoloaliphatic hydrocarbon by distillation in the last or the last stages of the reaction. In fact, due to the reduced rate of conversion in these stages, the heat given off by the reaction is negligible and therefore insufficient to distill the reaction product. It is also not possible to use for this purpose the heat released by the reaction in the previous stages, due to the insufficient temperature level at which this release occurs.
The present invention proposes to remedy these defects of the prior processes by providing a process which makes it possible to convert aromatic hydrocarbons, and for example benzene, toluene and / or xylene, into corresponding cycloaliphatic hydrocarbons of high purity, with a volume of d. reduced equipment, high reaction speed and without appreciable consumption of heat of external origin.
According to this process, in a first sound? reaction, the aromatic hydrocarbon and hydrogen in a proportion at least equal to the atomic proportion are introduced into the corresponding cyclocaliphatic hydrocarbon in the liquid state, containing in suspension a solid catalyst for hydrogenation in the liquid phase, the molar ratio of said aromatic hydrocarbon to said corresponding cycloaliphatic hydrocarbon being kept substantially constant in said first
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PA to a value between 0.003 and 0.1,
the gaseous tributary of the bath then passing through a second reaction zone containing a solid catalyst for hydrogenation in the gas phase, which makes it possible to obtain at the outlet of this zone a gaseous effluent consisting of hydrogen in exact form and oyoloaliphatic hydrocarbon of high purity which suffices to cool to condense said hydrocarbon
Under these conditions, a product of high purity is obtained with a high flow rate, while the heat necessary for the vaporization of the hydrocarbons is supplied exclusively by the heat of reaction released during the first stage in the liquid phase, from aorta that any make-up external heat can be avoided.
The molar ratio between the aromatic hydrocarbon and the cycloaliphatic hydrocarbon can be easily determined by conventional assays, for example by ultraviolet spectrography or by gas chromatography.
The catalysts used for the mine carrying out each of the reaction stages are conventional hydrogenation catalysts, the catalyst of the first reaction zone being a conventional solid catalyst for hydrogenation in the liquid phase, suspended in the bath of The liquid hydrocarbon, while the conventional gas phase hydrogenation catalyst of the second zone may be of the fixed, mobile or fluidized type, preference however being given to a fixed bed catalyst.
These catalysts can be used as such or after dep8t on any support.
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By way of example, a metal from group VIII of the Periodic Table of the Elements, and in particular nickel, cobalt, platinum, palladium, rhodium and / or ruthenium, "and as support, may be used as catalyst. coal, alumina, silica, pence, asbestos, clays etc ...
The reaction temperature and pressure August chosen from the range of temperatures $ and pressures usually used with the above-mentioned hydrogenation catalyst $, and at a level compatible on the one hand with the maintenance of a liquid phase during of the first stage and of a pasty phase during the second reaction stage and on the other hand with the maintenance of a good entry of the hydrocarbon vapors by the hydrogen. Preferably, in the first reaction zone, the air temperature will be 10 to 100 ° C., preferably 30 to 70 ° C., below the boiling point of the cycloaliphatic hydrocarbon contained therein, ie the pressure. total considered.
By way of example, satin reaction rates, making @ * industrially, can be obtained at temperatures of for example between 80 and 250 C and aoua pressures for example between 1 and 100 atmospheres, without these limits having a imperative, the temperature and pressure during the first step can be different from those used for the implementation of the second step.
It is however possible to operate at substantially equal temperatures and pressures, in both
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stages, provided that the partial pressure of the hydrocarbons in the tributary of the first stage is reduced, for example by dilution with hydrogen or recycle gas, to avoid any undesirable condensation of hydrocarbons during the second reaction step.
Hydrogen is used in proportion at least
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equal to a stoichiometric proportion corresponding to the desired degree of saturation; for example 3 moles of hydrogen per mole of bensene, toluene or xylene, 2 or 5 moles of hydrogen per mole of naphthalene, etc.
It is not essential that the hydrogen is pure,
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mixtures of hydrogen with other gases such as, for example, CH4, CO, N. can also be used. It is also advantageous to recycle the excess hydrogen repaired at the end of the second step and this hydrogen generally contains proportions !! noticeable of such gases.
The implementation of the invention can be illustrated * by FIG. 1, given as an example In this figure, 1 represents the first stage hydrogenation reactor,
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2 a heat exchanger, 3 the second stage reactor, 4 a "tr1sdI'aQ,, an ildpr'Iteur.ào 9" <ie liquid 6,7 8 and 9 of the circulation pumps. : : The! r4aoteUX '1 partially "" j) 1 d.'h3 QycloaUphat1q \ .1' containing the oatjt!) Lyi $ <mr m suspension, is supplied with liquid aromatic hydrocarbon eorre <j [) flowing through line 10 , a * 2A 011'C11- 1 pump 7 and pipe II * The hydrogen arrives through pipe 12, the circulation pump 6 and pipe
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13.
The gareux effluent composed of hydrogen, cycloaliphatic hydrocarbon and a small proportion of the corresponding aromatic hydrocarbon passes through line 14 in the reactor .3 packed with a fixed bed catalyst, then in line 15, the pump circulation 9, line 16 and refrigerant 4. From there, the partially condensed effluent passes through line 17 into separator 5 from which the liquid cycloaliphatic hydrocarbon is discharged through line 18, while the Incondensable gases are recycled at the entrance to the first reactor via line 19.
A fraction of the content of reactor 1 is continuously withdrawn through line 20, passes through pump 8, line 21 and heat exchanger 2 and returns through line 22 into reactor 1, which allows maintenance keep the temperature of the liquid in reactor 1 substantially constant.
Other circulation systems for the elimination of calories can be used, such as thermosiphon, heat exchanger internal to the reactor, etc.
According to another embodiment, the reactor 3 is juxtaposed to the * upper * part of the reactor 1.
Various improvements that can be made to the preceding diagram. Thus, a portion of the gases recycled via line 19 can be sent via line 23 to reactor 3, these gases making it possible, by diluting the feed, to avoid any undesirable condensation of the hydrocarbon vapors in reactor 3.
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Another improvement consists in withdrawing through line 24 a part of the recycled gases, so as to avoid an excessive accumulation of inert gases such as CH4, CO, N2, etc ..., another alternative not shown consisting of 1 liquefying part of the gases. recycle gas to separate inert gases which are more easily liquefied than hydrogen.
@ Other modifications will be obvious to specialists.
The following comparative examples demonstrate the superiority of the present process (Example 1) over prior processes (Examples 2 to 5) EXAMPLE 1
The device according to the invention shown in FIG. 1 is used, fixing for the two reactors,!. and 3 the temperature at 200 C and the pressure at 40 kg / cm.
45 kg of cyclohexane and 5 kg of Raney nickel are initially introduced into reactor 1 and then admitted into this reactor at a rate of 100 kg / h and excess hydrogen by adding to the stoichiometry. Under these conditions, the editorial volume remains constant.
The gaseous effluent then passes into the reactor 3 containing 2.5 kg of a 20% nickel catalyst deposited on activated carbon, arranged in a fixed bed. Cyclohexane, obtained in a practically quantitative yield by condensation of the effluent from reactor 3, contains only 0.01% by weight
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of benzine. No heat input is necessary during the reaction
EXAMPLE 2
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By way of comparison, we remove 1 * reactor 3 the exmiM 4 carry out the hydrogenation of the bentêner in a ijoot reactor 1.3 on phase liquidate We are then obliged, to obtain a sufficiently pure product,
to introduce 10 kg of Xanoy nickel and 90 kg of ayolohexane into the reactor 1 and 4 lntehir constant this reaction volume. Under these conditions, the cyclohexane obtained still tightens 0.8% of benzene.
EXAMPLE 3
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Example 2 is repeated in utlt.inanto as a t-stage trap, 20 kg of Raney nickel and 180 kg of oyclohex ™.
Under these conditions, the cyclohexane obtained still contains 0.12% benzene.
/ EXAMPLE
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Example 1 is repeated by replacing the reactor. 3 pfcf a liquid phase reactor identical to reactor 1, each of reactors 1 and 3 initially containing 5 kg of Raney nickel
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and 45 IZ9 of cycichexane.
Under these conditions (two reactors in liquid phase), the cyclohexane obtained does not contain more than 0.1% of benzene, but this result, moreover lower than that of Example 1,
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is obtained only by supplying a large amount of heat of external origin to the second reactor to ensure the vapor phase removal of the product of the reaction EXAMPLE 5
Only one single phase, vapor reactor is used.
To obtain the conversion of 100 kg / hour of benzene, it is necessary to use a reactor with a volume approximately 20 times greater than that of the reactor in vapor phase, 3. 4 * @ Example 1 and d 'use 50 kg of nickel on' activated carbon placed in a fixed bed.
It is also necessary to recycle and cool the effluent from the reactor at a rate of 500 kg / hour to ensure the removal of the calories released by the reaction. Under these conditions, it is not possible to maintain a constant temperature in the reactor. temperature at the front reaching 160 ° C. and at the outlet 220 C. Despite these drawbacks, the cyclohexane obtained still contains 0.09% benzene.