EP2488612A1 - Procede de production de distillat a partir d'une charge hydrocarbonee comprenant une condensation d'alcool - Google Patents

Procede de production de distillat a partir d'une charge hydrocarbonee comprenant une condensation d'alcool

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Publication number
EP2488612A1
EP2488612A1 EP10785108A EP10785108A EP2488612A1 EP 2488612 A1 EP2488612 A1 EP 2488612A1 EP 10785108 A EP10785108 A EP 10785108A EP 10785108 A EP10785108 A EP 10785108A EP 2488612 A1 EP2488612 A1 EP 2488612A1
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EP
European Patent Office
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oligomerization
effluent
olefins
reactor
carbon atoms
Prior art date
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Withdrawn
Application number
EP10785108A
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German (de)
English (en)
Inventor
Nikolai Nesterenko
Delphine Minoux
Sander Van Donk
Jean-Pierre Dath
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
TotalEnergies Raffinage France SAS
Original Assignee
Total Raffinage Marketing SA
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Filing date
Publication date
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Withdrawn legal-status Critical Current

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    • Y02P30/40—Ethylene production

Definitions

  • the invention relates to a process for the production of distillate by oligomerization from a hydrocarbon feedstock comprising a condensation of an alcohol comprising at least two carbon atoms.
  • a process for the production of distillate by oligomerization of a hydrocarbon feedstock and at least one light organic oxygen compound comprising a step of pre-conversion of light oxygenates by condensation.
  • the invention relates to a process for converting a feed rich in olefins C3-C10 to a product rich in distillates, especially middle distillates.
  • distillate hydrocarbons having 10 or more carbon atoms, middle distillates comprising 10 to 20 carbon atoms and distilling in the temperature range of 145 ° C to 350 ° C.
  • olefins C10-C12 jet fuel
  • Cl 2+ diesel
  • C3-C10 olefin-rich feedstocks are treated by catalytic oligomerization processes to increase the olefin chain length.
  • the product obtained then undergoes a fractional distillation to separate gasoline (C5-C9), jet fuel (jet in English) (C10-C12) and diesel (C12 +).
  • This invention provides a solution for improving the oligomerization process of the olefin feed containing a large amount of inert material (paraffins, naphthenes and aromatics) and olefins with different reactivities.
  • Oxygenates comprising one or two carbon atoms (alcohols, aldehydes and the corresponding ethers, including DEE) in their structure are cheaper and more available than oxygenates C3 + (propanol, butanol, etc.). Nevertheless, the presence of ethanol or DEE in the reaction mixture for oligomerization can lead to the rapid deactivation of an acid catalyst. In addition, the incorporation ethylene generated in the liquid effluent from ethanol over an acid catalyst requires very different conditions compared to olefins C3-C10. Transforming methanol into hydrocarbons is an exothermic reaction. A combination of two exothermic reactions (oligomerization and conversion of methanol to hydrocarbons) is not always favorable. A step of precarversion of light oxygenates to heavy oxygenates and hydrocarbons, by condensation on basic catalysts before oligomerization makes it possible to use an inexpensive oxygen for oligomerization, which avoids the disadvantages described above.
  • oligomerization reactions of olefins are highly exothermic, which requires control of the temperature of the oligomerization units. This control can be carried out using a unit implementing a system of several reactors, with cooling devices between the reactors.
  • bio-ethanol from biomass.
  • C10 + in particular unbranched, from bioethanol.
  • Known methods require high recycling rates, high investment in C2 extraction equipment and high purge: a significant amount of bio-ethanol is thus found in the form of light fraction with low added value.
  • the aim of the invention is to overcome these drawbacks by proposing a process for converting a hydrocarbon feedstock containing C 3 -C 10 olefins into a distillate which makes it possible to reduce the quantities of olefins with a chain length that is too short to be exploited (typically C 10, or even less) and increase the yields of C10 + molecules, while controlling the exothermicity of the oligomerization reactions.
  • This effect is obtained by carrying out the oligomerization of the hydrocarbon feedstock in the presence of at least a portion of the products resulting from the pre-conversion of light oxygen molecules (comprising at least one alcohol comprising at least two carbon atoms, for example ethanol) by condensation, the latter being able to come from the biomass.
  • the invention thus allows a notable reduction of the recycles, or even their removal.
  • the alcohol may be subjected to condensation alone or in the presence of methanol, DME, DEE, formaldehyde, acetaldehyde or ethylene glycol (oxygen molecules with one or two carbon atoms).
  • a first object of the invention relates to a process for the production of distillate, in particular of middle distillates, by conversion of a hydrocarbon feedstock containing C3-C10 olefins, comprising a first step of pre-conversion of oxygenated molecules. by light condensation, these light oxygen molecules comprising at least one alcohol comprising at least two carbon atoms, and a second oligomerization step, in which the hydrocarbon feedstock is oligomerized in at least one oligomerization reactor in the presence of at least one a part of the effluent from the first stage.
  • light oxygen molecules molecules comprising one to four carbon atoms.
  • At least one light oxygenated molecule consisting of an alcohol comprising at least two carbon atoms, which may be mixed with other oxygen molecules comprising one or two carbon atoms, will be chosen.
  • the presence of a portion of the effluent from the first step is not mandatory at the inlet of the first reactor.
  • the condensation effluent may be injected in the middle of the first reactor and / or at the inlet of the second reactor, for example.
  • the total weight ratio between the effluent from the first step injected into the oligomerization plant and the hydrocarbon feedstock is from 0.0001 to 1000, preferably from 0.005 to 100.
  • the effluent resulting from the condensation obtained can then be conveyed to a separation zone in order to extract a portion of the water, ethylene, ethanol, and other unconverted light oxygen molecules.
  • the effluent from the condensation is treated by selective hydrogenation in order to convert the di-olefins, more particularly butadienes, to the corresponding olefins.
  • the alcohol comprising at least two carbon atoms, for example ethanol, used in the first step can in particular be derived from biomass, for example by alcoholic fermentation or by the syn-gas (synthesis gas) pathway.
  • biomass for example by alcoholic fermentation or by the syn-gas (synthesis gas) pathway.
  • the first step of pre-conversion of oxygen molecules by condensation comprising an alcohol containing at least two carbon atoms, such as ethanol, produces in particular propanol, isobutanol, n-butanol, heavier alcohols, and corresponding olefins.
  • an alcohol containing at least two carbon atoms such as ethanol
  • the incorporation of C 3 + alcohols into the products of the oligomerization reactions is by dehydration reactions of the alcohols to the corresponding olefins. Since these dehydration reactions are endothermic, the thermal equilibrium of the oligomerization process is thus improved, the exothermicity of the oligomerization reactions providing the energy necessary for the dehydration of the alcohols present. It is thus easier to manage the exothermicity of the oligomerization which makes it possible to optimize the conversions of each reaction zone and to reduce the total energy expenditure, as well as the corresponding investments.
  • the effluent from the first stage, after the selective hydrogenation is added wholly or partially to the hydrocarbon feedstock in the second stage.
  • the weight ratio of the effluent from the first step and the hydrocarbon feed may be from 0.0001 to 1000, preferably from 0.005 to 100.
  • the first condensation step comprises contacting the light oxygen molecules in the aqueous phase, comprising at least one alcohol having at least two carbon atoms, for example ethanol, with at least one basic catalyst, at a temperature and a pressure sufficient to obtain a liquid effluent containing at least 40% by weight, preferably at least 50% by weight, molecules with three or more carbon atoms, and less than 10% by weight ethylene.
  • the effluent residue comprises unconverted oxygen molecules. Either these molecules are recycled to the condensation reactor, or they are provided for oligomerization with the effluent residue.
  • Alcohol for example ethanol, may be subjected to condensation alone or in the presence of methanol, DME, DEE, formaldehyde, acetaldehyde or ethylene glycol (oxygen molecules with one or two carbon atoms), or mixtures thereof. .
  • the alcohol, for example ethanol, in the aqueous phase may optionally be diluted with an inert gas such as N 2 or CO 2.
  • an inert gas such as N 2 or CO 2.
  • Guerbet syntheses have typically been used to prepare higher molecular weight branched chain alcohols from lower molecular weight starting materials.
  • the main by-products of the ethanol condensation are 1-butene, 1,3-butadiene, heavy alcohols (5 or more carbon atoms), traces of ethylene, unconverted ethanol, aldehydes and water.
  • Ethylene and other light gases can then be easily separated from heavier hydrocarbons and oxygenates (5 or more carbon atoms) forming the liquid phase, for example by flash separation. A possible excess of water can then be eliminated.
  • the effluent from the first step may undergo selective hydrogenation of the aldehydes to alcohols, especially heavy alcohols, and dienes to olefins.
  • This selective hydrogenation will preferably be carried out before separation.
  • the heavy alcohols (5 or more carbon atoms) will dehydrate to the corresponding olefins.
  • the by-products of the condensation form olefins or precursors of olefins, which improve the quality of the hydrocarbon feedstock to be oligomerized by increasing its olefin content.
  • the first step may be carried out at a temperature of 150 to 500 ° C. and at a pressure of 0.1 to 40 MPa.
  • a basic catalyst suitable for the first step of the present process will be either a Bronsted base, which has the ability to accept protons, or a Lewis base, which has a pair of free electrons with which it can form a covalent bond with an atom, a molecule or an ion.
  • the catalyst will contain at least two metal oxides, chosen from the group II, III metal oxides (including the series of lanthanides and actinides) and group IV.
  • metal oxides can be combined in different ways to produce the active mixed metal oxide.
  • active metal oxides can be prepared according to very different methods, preferably from the precursor metal salts of group II, group III and / or group IV.
  • metal oxide such as oxychlorides, alkoxides or nitrates
  • a first method of preparation of this mixed metal oxide is to impregnate the precursor of the metal oxide on an already preformed metal oxide, the latter may have undergone prior hydrothermal treatment.
  • the resulting solid is then dried and then calcined in an oxidizing atmosphere, preferably at a temperature of temperature of at least 400 ° C., for example from 600 to 900 ° C., typically from 650 to 800 ° C. to form the mixed metal oxide active.
  • the calcination time is from 0 to 48 hours, more precisely from 0.5 to 24 hours, for example from 1 to 10 hours. In the context of the subject of this invention, the calcination was carried out at 700 ° C. for 1 to 3 hours.
  • a second method for the preparation of this mixed metal oxide can be achieved by combining a first aqueous solution preferably containing the group II, III or IV metal precursor, with a second solution, preferably aqueous, containing the precursor of the metal of another group (II, III or IV).
  • the mixing of these two solutions takes place under conditions generating the co-precipitation of the hydrated precursor of the mixed metal oxide.
  • a precipitating agent is sometimes required.
  • Such a precipitating agent will be sodium hydroxide or ammonium hydroxide.
  • the co-precipitation temperature is chosen to be less than 200 ° C, preferably 20 to 200 ° C.
  • the resulting gel then undergoes hydrothermal treatment in a sealed cylinder under the following conditions: a pressure above atmospheric pressure, at a temperature above 100 ° C, for a period of 20 days, up to 3 days.
  • the hydrated precursor of the recovered mixed metal oxide either by filtration or centrifugation is washed and dried.
  • the solid is then calcined in an oxidizing atmosphere, preferably at a temperature of at least 400 ° C., for example 600 to 900 ° C., typically 650 to 800 ° C., to form the mixed active metal oxide.
  • the calcination time is from 0 to 48 hours, more precisely from 0.5 to 24 hours, for example from 1 to 10 hours. In the context of the invention, the calcination was carried out at 700 ° C. for 1 to 3 hours.
  • Other suitable types of basic catalysts include, but are not limited to, hydroxides, carbonates, silicates, phosphates, aluminates, and combinations thereof.
  • the compounds constituting the appropriate catalysts mentioned above will preferably be selected from Groups 1, Group 2 and rare earths of the Periodic Table.
  • cesium, rubidium, magnesium, lithium, barium, potassium and lanthanum will be chosen.
  • Other catalysts which can be used are mixed metal oxide catalysts which, in addition to having basic properties, exhibit oxidation-reduction properties under the operating conditions used for the conversion of the oxygenated compounds into olefinic product.
  • the catalyst will comprise at least one transition metal oxide, preferably two, generally periods 4, 5 or 6 of the Periodic Table, with preference being given to the transition metals Ag, Cu, Ce, Zn, Cd, Ti , V, Cr, Mo, Mn, Fe, Co, Ni.
  • metal oxides may be employed in the composition of mixed oxides, such as group IV metal oxides including zirconium, group I (alkaline) including sodium, potassium, cesium, group II (alkaline earth) including more specifically magnesium, calcium or barium.
  • group IV metal oxides including zirconium, group I (alkaline) including sodium, potassium, cesium, group II (alkaline earth) including more specifically magnesium, calcium or barium.
  • group IV metal oxides including zirconium, group I (alkaline) including sodium, potassium, cesium, group II (alkaline earth) including more specifically magnesium, calcium or barium.
  • the rare earth oxides scandium, yttrium, lanthanum and those of the lanthanide series (for example cerium)
  • thorium oxide of the actinide series for example cerium
  • the oxido-reducing nature of these mixed metal oxides under the operating conditions employed is explained by the existence of multiple valence states of the metal, a characteristic well known to most transition metals.
  • the catalyst adapted for the first step of the process according to the invention has a CO2 adsorption capacity at 100 ° C of at least 0.03 mg / m 2 , although the upper limit in CO2 adsorption capacity does not not critical, this kind of catalyst has a CO2 adsorption capacity at 100 ° C less than or equal to 10 mg / m 2 .
  • the catalyst suitable for the first step of the invention has a CO2 adsorption capacity at 100 ° C of 0.01 to 1 mg / m 2 .
  • the suitable catalysts have a specific surface area of at least 10 m 2 / g, more specifically a surface area of 20 to 250 m 2 / g.
  • the catalyst of the invention has a specific surface area of 25 to 280 m 2 / g.
  • a basic catalyst suitable for the reaction described above may also be supported on a support, as is commonly practiced by those skilled in the art.
  • a support alumina, titanium, silica, zirconia, zeolites, charcoal, clays, lamellar hydroxides, hydrotalcites, and any combination thereof may be employed without these examples being limiting.
  • the hydrocarbon feedstock used may be a mixture of hydrocarbon effluents containing C3-C10 olefins from refinery or petrochemical processes (FCC, steam cracker, etc.).
  • the feed may be a mixture of cuts comprising, C3 FCC, FCC C4, LCCS, LLCCS, Pygas, LCN, etc. blended so that the linear olefin content in the C5- (C3-C5 hydrocarbons) cut compared to the total charge C3-C10 is at most 40% by weight.
  • the total olefin content in the C5- (C3-C5) fraction relative to the total C3-C10 feedstock provided for oligomerization may be greater than 40% by weight if the iso-olefins are present in an amount of at least 0.5% by weight.
  • the total content of linear olefins may be greater than 40% by weight relative to the total charge C3-C10 if the linear olefins
  • C6 + (C6, C7, C8, C9, C10) are present in an amount of at least 0.5% by weight.
  • This feed may in particular contain olefins, paraffins and aromatic compounds in all proportions in accordance with the rules described above.
  • the hydrocarbon feedstock will preferably contain a small amount of dienes and acetylenic hydrocarbons, advantageously less than 100 ppm of diene, preferably less than 10 ppm of C3-C5 dienes.
  • the hydrocarbon feedstock will for example be treated by a selective hydrogenation optionally combined with adsorption techniques.
  • the hydrocarbon feedstock will preferably contain a small amount of metals, preferably less than 50 ppm, preferably less than 10 ppm.
  • the hydrocarbon feedstock will for example be treated by a selective hydrogenation optionally combined with adsorption techniques.
  • the feed used has undergone a partial extraction of the isoolefins it contains, for example by treatment in an etherification unit, thus allowing a concentration of linear olefins.
  • the commercially available olefinic feeds cause a deactivation of the oligomerization catalyst faster than expected. Although the reasons for such deactivation are not well known, it is believed that the presence of certain sulfur compounds is at least partly responsible for this decrease in activity and selectivity. In particular, it appears that the aliphatic thiols, sulfides and disulfides of low molecular weight are particularly troublesome.
  • the allowable sulfur content in a feed of an oligomerization process must be low enough so that the activity of the catalyst used is not inhibited.
  • the sulfur content is less than or equal to 100 ppm, preferably less than or equal to 10 ppm, or even less than or equal to 1 ppm.
  • the nitrogen content of the hydrocarbon feedstock is not greater than 1 ppm by weight (calculated on an atomic basis) preferably not more than 0.5 ppm, more preferably 0.3 ppm.
  • the chloride content of the hydrocarbon feedstock is not greater than 0.5 ppm by weight (calculated on an atomic basis), preferably not more than 0.4 ppm, more preferably at 0.1 ppm.
  • the hydrocarbon feedstock used may have undergone prior treatment, for example partial hydrotreatment, selective hydrogenation and / or selective adsorption.
  • a first family of catalysts that may be used may comprise acidic catalysts of either amorphous or crystalline aluminosilicate or silicoaluminophosphate type, in protonated form (H +), chosen from the following list and containing or not containing alkaline elements or rare earth elements:
  • MFI ZSM-5, Silicalite-1, Boralite C, TS-1
  • MEL ZSM-1 1, Silicalite-2, Borthite D, TS-2, SSZ-46
  • ASA amorphous silica-alumina
  • M SA sica-mesoporous alumina
  • FER Ferrierite, FU-9, ZSM-35
  • MTT ZSM-23
  • MWW MM-22, PSH-3, ITQ-1, MCM-49
  • TON ZSM -
  • the zeolite may be subjected to various treatments before use, which may be: ion exchange, modification with metals, steaming, acid treatments or any other method of dealumination, passivation deposition of silica, or any combination of the above-mentioned treatments.
  • the content of alkali or rare earth is 0.05 to 10% by weight, preferably 0.2 to 5% by weight.
  • the metals employed are Mg, Ca, Ba, Sr, La, Ce used alone or in a mixture.
  • a second family of usable catalysts also includes phosphorus-modified zeolites optionally containing an alkali or a rare earth.
  • the zeolite can be chosen from the following list:
  • MFI ZSM-5, Silicalite-1, Boralite C, TS-1
  • MEL ZSM-1 1, Silicalite-2, Borthite D, TS-2, SSZ-46
  • ASA amorphous silica-alumina
  • M SA sica-mesoporous alumina
  • FER Ferrierite, FU-9, ZSM-35
  • the zeolite may be subjected to various treatments before use, which may be: ion exchange, modification with metals, steaming, acid treatment or any other method of dealumination, surface passivation by silica deposition, or any combination of the above-mentioned treatments.
  • the content of alkali or rare earth is 0.05 to 10% by weight, preferably 0.2 to 5% by weight.
  • the metals employed are Mg, Ca, Ba, Sr, La, Ce used alone or in a mixture.
  • a third family of usable catalysts comprises bifunctional catalysts, comprising a support, among the following list: MFI (ZSM-5, silicalite-1, boralite C, TS-1), MEL (ZSM-1 1, silicalite-2, boralite D, TS-2, SSZ-46), ASA (amorphous silica-alumina), MSA (mesoporous silica-alumina), FER (Ferrierite, FU-9, ZSM-35), MTT (ZSM-23), MWW (MCM-22, PSH-3, ITQ-1, MCM-49), TON (ZSM-22, Theta-1,
  • NU-10 NU-10
  • EUO ZSM-50, EU-1
  • MFS ZSM-57
  • ZSM-48 MTW
  • MAZ BETA
  • FAU FAU
  • LTL MOR
  • microporous materials of the ZSM-48 family constituted silicon, aluminum, oxygen and optionally boron.
  • MFI or MEL Si / Al> 25
  • a metal phase at a height of 0.1% by weight, the metal being selected from among the following elements: Zn, Mn, Co, Ni, Ga, Fe, Ti, Zr, Ge, Sn and Cr used alone or in mixture.
  • These metal atoms can be inserted into the tetrahedral structure of the support via the tetrahedral unit [MeO2].
  • the incorporation of this metal can be carried out either by adding this metal during the synthesis of the support or incorporated after synthesis by ion exchange or impregnation, the metals then being incorporated in the form of cations, and not integrated within the structure. support structure.
  • the zeolite may be subjected to various treatments before use, which may be: ion exchange, modification with metals, steaming, acid treatments or any other method of dealumination, passivation deposition of silica, or any combination of the above-mentioned treatments.
  • the content of alkali or rare earth is 0.05 to 10% by weight, preferably 0.2 to 5% by weight.
  • the metals employed are Mg, Ca, Ba, Sr, La, Ce used alone or in a mixture.
  • the catalyst may be a mixture of the previously described materials in the three families of catalyst.
  • the active phases may also be combined with other constituents (binder, matrix) giving the final catalyst increased mechanical strength, or an improvement in activity. If the hydrocarbon feed is oligomerized in an installation comprising several reactors in series, the reactors of the series can be loaded with the same catalyst or a different one.
  • the second step will be carried out under a reducing atmosphere, for example under H 2.
  • the second step of the process according to the invention has the advantage of being able to be implemented in an existing oligomerization installation.
  • a multi-reactor plant can be used in which the exothermicity of the reaction can be controlled so as to avoid excessive temperatures.
  • the maximum temperature difference within the same reactor will not exceed 75 ° C.
  • the reactor (s) may be of the isothermal or adiabatic type with a fixed or moving bed.
  • the oligomerization reaction can be carried out continuously in a configuration comprising a series of parallel-bed fixed-bed reactors, wherein when one or more reactors are in operation, the other reactors undergo a catalyst regeneration operation.
  • the totality of the effluent resulting from the condensation can be added to the feedstock before it enters the oligomerization reactor (s), or in part before it enters the oligomerisation reactor (s). the remaining part being added to the oligomerization reactor (s), for example as quenching.
  • the effluent can be added at the inlet or in the second reactor or subsequent reactors.
  • the process may be implemented in one or more reactors.
  • the process will be implemented by means of two separate reactors.
  • the reaction conditions of the first reactor will be selected to convert a portion of the low carbon (C3-C5) olefinic compounds to intermediate (C6 +) olefins.
  • the first reactor will comprise a first catalytic zone and will operate at high temperature, for example greater than or equal to 250 ° C, and moderate pressure, for example less than 50 bars.
  • the second reactor will preferably operate at temperatures and pressures selected so as to promote the oligomerization of heavy olefins distillate.
  • the effluent from the first reactor comprising the unreacted olefins, the intermediate olefins, water and optionally other compounds such as paraffins and optionally a reducing gas, then undergoes oligomerization in this second reactor comprising a second catalytic zone, which makes it possible to obtain a heavier hydrocarbon effluent, rich in distillate.
  • the first reactor will operate at a lower pressure, a temperature and a higher hourly space velocity relative to the second reactor.
  • the second step can be implemented under the conditions described below.
  • the debitability of the oligomerization reactant (s) will advantageously be sufficient to permit relatively high conversion without being too low in order to avoid undesirable parallel reactions.
  • the hourly space velocity (WHSV) of the charge for example, will be from 0.1 to 20 h -1, preferably from 0.5 to 15 h -1, more preferably from 1 to 8 h -1. .
  • the temperature at the inlet of the reactor (s) will advantageously be sufficient to allow a relatively high conversion, without being very high in order to avoid undesirable parallel reactions.
  • the temperature at the inlet of the reactor will be, for example, from 150 to 400.degree. C., preferably from 200.degree.-350.degree. C., more preferably from 220 to 350.degree.
  • the pressure through the oligomerization reactor (s) will advantageously be sufficient to allow a relatively high conversion, without being too low in order to avoid undesirable parallel reactions.
  • the pressure through the reactor will be, for example, from 8 to 500 bara (0.8 to 50 MPa), preferably from 10 to 150 bara.
  • the effluent from the oligomerization step is then conveyed to a separation zone, in order to separate, for example, the fractions in aqueous fraction, C5-C9 (gasoline), C10-C12 (jet) and C12 + ( diesel). Fractions C5-C9, C10-C12 and Cl2 + may undergo a drying step.
  • the invention makes it possible in particular to obtain a jet fuel (C10-C12, "jet”) from alcohols of vegetable origin.
  • the light C1-C4 fractions can also be separated and purged or optionally recycled with the hydrocarbon feedstock.
  • the C10-C12 and Cl2 + fractions separated from the effluent from the oligomerization process can be hydrogenated to saturate the olefinic compounds and hydrogenate the aromatic compounds.
  • the product obtained has a high cetane number, and excellent properties for use as jet, diesel or the like.
  • FIG. 1 represents the degree of conversion to C5 olefins of Examples 2 and 3, as well as the temperature as a function of the test duration (TOS);
  • FIG. 2 represents the simulated distillation curves of the liquid organic phases of the effluent of Example 2 (reaction temperature: 260 ° C.), of the feedstock of Example 3 (reaction temperature: 300 ° C.), after 10 and 24 hours;
  • OS represents an oligomerization zone
  • FIG. 4 comprising two oligomerization zones, OS and OS2,
  • SHP represents a zone of selective hydrogenation and / or selective adsorption
  • - P represents a purification zone
  • Each oligomerization zone represents, for example, an oligomerization reactor
  • the diagram shown in FIG. 3 corresponds to a process in which the feedstock consisting of C 3 -C 10 hydrocarbon compounds is treated in an OS oligomerization zone.
  • the effluent leaving this zone OS is conveyed in the separation zone S.
  • the water is removed and the olefins are separated into C2-C4, C5-C9 (gasoline), C10-C12 (jet) and diesel (C12 +). Some of the C2-C4 light olefins may optionally be recycled to the SO oligomerization zone.
  • Ethanol after being purified in zone P, is treated in the PreC pre-conversion zone.
  • the effluent from the PreC zone undergoes a selective hydrogenation (SHP) before entering the OS oligomerization zone, either in mixture with the hydrocarbon feedstock, or in the OS zone itself.
  • SHP selective hydrogenation
  • Unconverted ethylene, water and unconverted ethanol (and possibly DDE) can be extracted from the effluent from the PreC area, with unconverted ethanol (and possibly DDE) being recycled in the process.
  • PreC area PreC area
  • the diagram shown in FIG. 4 corresponds to a process which differs from that represented in FIG. 3 only by the presence of a second oligomerization zone OS2.
  • the hydrocarbon feed C3-C10 is treated in this second zone OS2 before being treated in the zone OS.
  • the C2-C4 olefins separated in the separation zone are recycled to the second zone OS2 with the hydrocarbon feedstock.
  • EXAMPLE 2 oligomerization test in the presence of butanol 20 ml (12.8 g) of the catalyst A in the form of grains (35-45 mesh) were loaded into a fixed-bed tubular reactor having an internal diameter of 11 mm. Prior to testing, the catalyst was activated at 550 ° C under nitrogen flow for 6 hours. After activation the reactor was cooled to 40 ° C. The catalyst was contacted with the feed at 40 ° C and atmospheric pressure for 1 hour.
  • the charge used for this oligomerization test is a cut
  • LLCCS containing 83% by weight of C5 hydrocarbons (of which 59% by weight of olefins and 41% by weight of paraffins).
  • the linear olefin content in C5- cuts was 27.2% by weight.
  • the mixture comprising 85% by weight of LLCCS and 15% by weight of 1-butanol was contacted with Catalyst A under the following conditions:
  • Reactor inlet temperature 260, 300 ° C
  • the analysis of the products obtained was performed online by gas chromatography, the chromatograph being equipped with a capillary column.
  • the gaseous phase, the liquid organic phase and the aqueous phase were separated. No recycling is done.
  • the catalyst showed a very low deactivation which can be compensated for by increasing the temperature with a large increase in the gas phase (FIG. 1).
  • This Table 1 illustrates the possibility of producing a heavy hydrocarbon fraction rich in distillate from a feed containing a gasoline cut and 15% butanol.
  • the feed contained several olefins of different reactivities.
  • the results show an almost total conversion of butanol to hydrocarbons, little cracking (gaseous phase) despite a relatively high temperature for oligomerization, and the transformation of a significant amount (65.6%) of olefins distilling above 150 ° C from a real load.
  • the feed used for this oligomerization test is an LLCCS section containing 83% by weight of C5 hydrocarbons (59% by weight of olefins and 41% by weight of paraffins).
  • Reactor inlet temperature 260, 300 ° C
  • the analysis of the products obtained was performed online by gas chromatography, the chromatograph being equipped with a capillary column.
  • the gaseous phase, the liquid organic phase and the aqueous phase were separated. No recycling is done.
  • the catalyst showed a very rapid deactivation which can not be compensated for by increasing the temperature (FIG. 1).
  • Figures 1-2 demonstrate the strongest deactivation and the most important temperature necessary to obtain the complete conversion of olefins to C5 in the presence of DEE.
  • the precursor of ethanol to butanol leads to a lower deactivation rate and a higher conversion to C5 olefins.

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Abstract

L'invention concerne un procédé de conversion d'une charge hydrocarbonée contenant des oléfînes en C3-C 10 en distillât permettant de réduire les quantités d'oléfînes à longueur de chaîne trop courte pour être exploitées (typiquement en C lO, voire moins) et d'augmenter les rendements en molécules en C 10+, tout en contrôlant l'exothermicité des réactions d'oligomérisation. Cet effet est obtenu en effectuant l'oligomérisation de la charge hydrocarbonée en présence d'au moins une partie des produits issus de la pré-conversion de molécules oxygénées légères (comprenant au moins un alcool comportant au moins deux atomes de carbone) par condensation, ces dernières pouvant provenir de la biomasse.

Description

PROCEDE DE PRODUCTION DE DISTILLAT
A PARTIR D'UNE CHARGE HYDROCARBONEE COMPRENANT UNE CONDENSATION D'ALCOOL
L'invention concerne un procédé de production de distillât par oligomérisation à partir d'une charge hydrocarbonée comprenant une condensation d'un alcool comprenant au moins deux atomes de carbone. Notamment, il s'agit d'un procédé de production de distillât par oligomérisation d'une charge hydrocarbonée et d'au moins un composé oxygéné organique léger comprenant une étape de préconversion d'oxygénés légers par condensation.
Plus particulièrement, l'invention concerne un procédé de conversion d'une charge riche en oléfines en C3-C 10 en un produit riche en distillats, notamment en distillats moyens.
Par distillât, on entend les hydrocarbures de 10 atomes de carbone ou plus, les distillats moyens comprenant de 10 à 20 atomes de carbone et distillant dans la gamme de températures de 145°C à 350°C. Parmi les distillats, on distinguera notamment les oléfines en C10-C12 (carburéacteur) et en Cl 2+ (diesel).
Habituellement, les charges riches en oléfines en C3-C10 sont traitées par des procédés d 'oligomérisation catalytique afin d'augmenter la longueur de chaîne des oléfines. Le produit obtenu subit ensuite une distillation fractionnée afin de séparer l'essence (C5- C9), le carburéacteur (jet en anglais) (C10-C12) et le diesel (C12+).
La majorité des procédés décrits dans la bibliographie propose des solutions pour oligomériser une charge riche en oléines et plus particulièrement en oléfines C3-C4. Ces oléfines peuvent être converties en oligomères dans des conditions relativement douces où la contribution de la réaction du craquage est négligeable. L'effet de la présence dans la charge d'une gamme d'oléfines plus large en combinaison avec une quantité de matière inerte ou semi-inerte (paraffines, naphtènes et aromatiques) rend l'application des procédés classiques d'oligomérisation moins efficace.
Du fait de la différente réactivité des oléfines en C3-C10 et surtout du fait de la faible réactivité des oléfines en C5-C10, il peut être nécessaire de travailler à une température plus élevée pour améliorer le rendement direct dans un procédé d'oligomérisation. Le fait d'opérer à température plus élevée peut conduire au craquage et à l'aromatisation d'oligomères déjà formés à partir d'oléfïnes plus réactives tant qu'une partie des oléfines de la charge reste encore non- convertie. Dans ce cas, les produits des procédés d'oligomérisation d'oléfïnes en C3-C10 contiennent des quantités importantes d'oléfïnes qui possèdent une longueur de chaîne trop courte (moins de 10 atomes de carbone). Ces oléfines ne sont pas utilisables directement et doivent être recyclées dans le procédé pour augmenter leur longueur de chaîne. Ce recyclage, qui peut atteindre 75% de l'effluent produit, augmente la complexité et les coûts des installations. En outre, le recyclage demande une étape supplémentaire dans la séparation des oléfines avec une longueur de chaîne courte des paraffines correspondantes. Le fait que ces molécules aient des IPB (point initial de distillation) proches ne permet pas d'utiliser la distillation et nécessite d'utiliser des procédés de séparation plus sophistiqués.
II existe donc un besoin de réduire, voire supprimer ces recycles, en augmentant le rendement en distillats et plus particulièrement en distillats moyens en C10-C20.
Cette invention apporte une solution pour améliorer le procédé d'oligomérisation de la charge oléfïnique contenant une quantité importante de matière inerte (paraffines, naphtènes et aromatiques) et des oléfines présentant des réactivités différentes.
La présence d'une molécule oxygénée comme précurseur d'eau conduit à la modération de l'acidité du catalyseur d'oligomérisation limitant la réaction de craquage et donne une solution pour gérer l'exothermicité de la réaction d'oligomérisation.
Du fait d'une plus faible réactivité des oléfines lourdes par rapport aux oléfines légères en oligomérisation, la présence d'une molécule oxygénée comme précurseur d'une oléfïne légère générée progressivement peut conduire à une conversion supérieure des oléfines lourdes résultant en un produit dont la longueur de chaîne est plus importante.
Les oxygénés comprenant un ou deux atomes de carbone (alcools, aldéhydes et les éthers correspondants, inclus DEE) dans leur structure sont mois chers et plus disponibles que les oxygénés C3+ (propanol, butanol, etc) . Néanmoins, la présence d'éthanol ou DEE dans le mélange réactionnel pour oligomérisation peut conduire à la désactivation rapide d'un catalyseur acide. En outre, l'incorporation d'éthylène généré dans l'effluent liquide à partir d'éthanol sur un catalyseur acide demande des conditions très différentes par rapport aux oléfines C3-C10. Transformer du méthanol en hydrocarbures est une réaction exothermique. Une combinaison de deux réactions exothermiques (oligomérisation et conversion du méthanol en hydrocarbures) n'est pas toujours favorable. Une étape de préconversion des oxygénés légers en oxygénés lourds et hydrocarbures, par condensation sur des catalyseurs basiques avant oligomérisation permet d'utiliser un oxygéné bon marché pour l'oligomérisation ce qui évite les inconvénients décrits ci-dessus.
Par ailleurs, les réactions d'oligomérisation des oléfines sont fortement exothermiques, ce qui nécessite un contrôle de la température des unités d'oligomérisation. Ce contrôle peut être effectué en utilisant une unité mettant en œuvre un système de plusieurs réacteurs, avec des dispositifs de refroidissement entre les réacteurs.
De plus, la tendance est actuellement à l'incitation du développement de biocarburants, notamment en incitant l'incorporation de carburant ou de produit d'origine agricole dans les carburants. L'une des principales sources de biocarburant est le bio- éthanol issu de la biomasse. Il est toutefois actuellement difficile de préparer des distillais en C10+, en particulier peu ramifiés, à partir de bio éthanol. Les procédés connus nécessitent des taux de recyclage élevés, des investissements élevés en équipements d'extraction du C2 et une purge importante : une quantité importante du bio-éthanol se retrouve ainsi sous forme de fraction légère à faible valeur ajoutée.
L'invention vise à pallier ces inconvénients en proposant un procédé de conversion d'une charge hydrocarbonée contenant des oléfines en C3 -C10 en distillât permettant de réduire les quantités d'oléfines à longueur de chaîne trop courte pour être exploitées (typiquement en C10, voire moins) et d'augmenter les rendements en molécules en C10+, tout en contrôlant l'exothermicité des réactions d'oligomérisation. Cet effet est obtenu en effectuant l'oligomérisation de la charge hydrocarbonée en présence d'au moins une partie des produits issus de la pré-conversion de molécules oxygénées légères (comprenant au moins un alcool comportant au moins deux atomes de carbone, par exemple l'éthanol) par condensation, ces dernières pouvant provenir de la biomasse. L'invention permet ainsi une réduction notable des recycles, voire leur suppression.
L'alcool peut être soumis seul à la condensation ou en présence de méthanol, DME, DEE, formaldéhyde, acétaldéhyde ou éthylène- glycol (molécules oxygénées avec un ou deux atomes de carbone).
A cet effet, un premier objet de l'invention concerne un procédé de production de distillât, notamment de distillais moyens, par conversion d'une charge hydrocarbonée contenant des oléfines en C3- C10, comprenant une première étape de pré-conversion de molécules oxygénées légères par condensation, ces molécules oxygénées légères comprenant au moins un alcool comportant au moins deux atomes de carbone, et une deuxième étape d'oligomérisation, dans laquelle la charge hydrocarbonée est oligomérisée dans au moins un réacteur d'oligomérisation en présence d'au moins une partie de l'effluent issu de la première étape.
Par molécules oxygénées légères, on entend les molécules comprenant un à quatre atomes de carbone.
Ainsi, pour effectuer la première étape de pré-conversion, on choisira au moins une molécule oxygénée légère consistant en un alcool comportant au moins deux atomes de carbone, qui pourra être mélangée à d'autres molécules oxygénées comprenant un ou deux atomes de carbone.
Notamment, lorsque la charge hydrocarbonée est oligomérisée dans une installation comprenant plusieurs réacteurs en série, la présence d'une partie de l'effluent issu de la première étape n'est pas obligatoire à l'entrée du premier réacteur. L'effluent de la condensation peut être injecté au milieu du premier réacteur et/ou à l'entrée du deuxième réacteur par exemple.
De préférence, le rapport total en poids entre l'effluent issu de la première étape injecté dans l'installation d'oligomérisation et la charge hydrocarbonée soit de 0,0001 à 1000, de préférence de 0,005 à 100.
L'effluent issu de la condensation obtenu pourra ensuite être acheminé dans une zone de séparation afin d'en extraire une partie de l'eau, d'éthylène, éthanol, et autres molécules oxygénées légères non- converties. Avantageusement, l'effluent issu de la condensation est traité par hydrogénation sélective afin de convertir les di-oléfines, plus particulièrement butadiènes, en oléfines correspondantes.
L'alcool comportant au moins deux atomes de carbone, par exemple l'éthanol, utilisé dans la première étape peut notamment être issu de la biomasse, par exemple par fermentation alcoolique ou par la voie de syn-gaz (gaz de synthèse).
De préférence, la première étape de pré-conversion de molécules oxygénées par condensation comprenant un alcool à au moins deux atomes de carbone, tel que l'éthanol, produit notamment du propanol, isobutanol, n-butanol, des alcools plus lourds, et des oléfines correspondantes.
Il a été découvert que l'oligomérisation d'une charge hydrocarbonée en C3-C10 en présence d'un effluent issu de cette condensation permet d'augmenter le rendement en distillais C10+.
De plus, dans la seconde étape d'oligomérisation l'incorporation d'alcools C3+ dans les produits des réactions d'oligomérisation se fait par des réactions de déshydratation des alcools en oléfines correspondantes. Ces réactions de déshydratation étant endothermiques, l'équilibre thermique du procédé d'oligomérisation est ainsi amélioré, l'exothermicité des réactions d'oligomérisation fournissant l'énergie nécessaire à la déshydratation des alcools présents. Il est ainsi plus facile de gérer l'exothermicité de l'oligomérisation ce qui permet d'optimiser les conversions de chaque zone réactionnelle et de réduire la dépense énergétique totale, de même que les investissements correspondants.
On pourra envisager que l'effluent issu de la première étape, après l'hydrogénation sélective, soit ajouté en totalité ou partiellement à la charge hydrocarbonée dans la deuxième étape. Par exemple, le rapport de poids de l'effluent issu de la première étape et de la charge hydrocarbonée pourra être de 0,0001 à 1000, de préférence de 0,005 à 100.
1ère étape : Condensation de l'alcool
Avantageusement, la première étape de condensation comprend la mise en contact des molécules oxygénées légères en phase aqueuse, comprenant au moins un alcool comportant au moins deux atomes de carbone, par exemple l'éthanol, avec au moins un catalyseur basique, à une température et une pression suffisantes pour obtenir un effluent liquide contenant au moins 40% en poids, de préférence au moins 50% en poids, de molécules avec trois atomes de carbone et plus, et moins de 10% en poids d'éthylène.
Le reste d'effluent comprend des molécules oxygénées non converties. Soit ces molécules sont recyclées dans le réacteur de la condensation, soit elles sont fournies pour l'oligomérisation avec le reste d'effluent.
L'alcool, par exemple l'éthanol, peut être soumis seul à la condensation ou en présence de méthanol, DME, DEE, formaldéhyde, acétaldéhyde ou éthylène-glycol (molécules oxygénées avec un ou deux atomes de carbone), ou de leurs mélanges.
L'alcool, par exemple l'éthanol, en phase aqueuse pourra éventuellement être dilué avec un gaz inerte tel que N2 ou CO2.
La production d'alcools lourds (3 et plus atomes de carbone) à partir d'alcools légers (1-2 atomes de carbone), et plus particulièrement du 1-butanol à partir d'éthanol sur un catalyseur basique est connue dans la littérature comme la réaction appelée « réaction de Guerbet ».
Les synthèses de Guerbet ont été utilisées typiquement pour préparer des alcools à chaîne ramifiée de plus haut poids moléculaire à partir de matériaux de départ de poids moléculaire plus faible. Un exemple de synthèse de Guerbet, consistant en une dimérisation d'un alcool, est décrit dans le document US 4 518 810. Un autre exemple de synthèse de Guerbet, consistant en la condensation de deux alcools différents est décrit dans le document US 2 050 788.
Les principaux produits secondaires de la condensation de l'éthanol sont le 1 -butène, le 1 ,3-butadiène, des alcools lourds (5 ou plus atomes de carbone), des traces d'éthylène, de l'éthanol non converti, des aldéhydes et de l'eau.
L'éthylène et les autres gaz légers, tels que l'éthane, peuvent alors être facilement séparés des hydrocarbures et des oxygénés plus lourds (5 ou plus atomes de carbone) formant la phase liquide, par exemple par séparation flash. Un éventuel excès d'eau peut alors être éliminé. Avant d'être mis en présence de la charge hydrocarbonée lors de l'étape d'oligomérisation, l'effluent de la première étape pourra subir une hydrogénation sélective des aldéhydes en alcools, notamment en alcools lourds, et des diènes en oléfines.
Cette hydrogénation sélective sera de préférence réalisée avant la séparation.
Lors de l'oligomérisation, les alcools lourds (5 ou plus atomes de carbone) vont subir une déshydratation en oléfines correspondantes. Ainsi, les produits secondaires de la condensation forment des oléfines ou des précurseurs d'oléfines, qui viennent améliorer la qualité de la charge hydrocarbonée à oligomériser en augmentant sa teneur en oléfines.
Avantageusement, la première étape pourra être réalisée à une température de 150 à 500°C et à une pression de 0, 1 à 40 MPa.
Un catalyseur basique adapté à la première étape du présent procédé sera soit une base de Bronsted, qui a la capacité d'accepter des protons, soit une base de Lewis, qui possède une paire d'électrons libres avec lesquels il peut former une liaison covalente avec un atome, une molécule ou un ion.
De façon préférentielle, le catalyseur contiendra au moins deux oxydes de métaux, choisis parmi les oxydes des métaux des groupes II, III (incluant la série des lanthanides et des actinides) et du groupe IV.
Ces oxydes de métaux peuvent être combinés de différentes façons pour produire l'oxyde de métal mixte actif.
Ces oxydes de métaux actifs peuvent être préparés selon des méthodes très différentes, préférentiellement à partir des sels de métaux précurseurs du groupe II, du groupe III et/ ou du groupe IV.
Mais tout autre source d'oxyde de métal (telles que les oxychlorures, les alcoxydes ou les nitrates) sont également inclues.
Une première méthode de préparation de cet oxyde de métal mixte consiste à imprégner le précurseur de l'oxyde de métal sur un oxyde de métal déjà préformé, ce dernier pouvant avoir subi un traitement hydro thermal préalable. Le solide résultant est ensuite séché puis calciné en atmosphère oxydante de préférence, à une température de 400°C minimum par exemple de 600 à 900°C, typiquement de 650 à 800°C pour former l'oxyde mixte de métal actif. La durée de calcination est de 0 à 48 heures, plus précisément de 0,5 à 24heures, par exemple de 1 à 10 heures. Dans le cadre de l'objet de cette invention, la calcination a été réalisée à 700°C, de 1 à 3 heures.
Une seconde méthode de préparation de cet oxyde de métal mixte peut être réalisée en combinant une première solution liquide de préférence aqueuse, contenant le précurseur du métal du groupe II, III ou IV, avec une seconde solution, de préférence aqueuse, contenant le précurseur du métal d'un autre groupe (II, III ou IV). Le mélange de ces deux solutions a lieu dans des conditions générant la co-précipitation du précurseur hydraté de l'oxyde de métal mixte L'addition d'un agent de précipitation étant parfois requise. Un tel agent de précipitation sera l'hydroxyde de sodium ou l'hydroxyde d'ammonium. La température de co-précipitation est choisie inférieure à 200°C, de préférence de 20 à 200°C. Le gel résultant subit ensuite un traitement hydrothermal dans un cylindre scellé dans les conditions suivantes : une pression supérieure à la pression atmosphérique, à une température supérieure à 100°C, pendant une durée de 20 jours, pouvant aller jusque 3 jours.
Le précurseur hydraté de l'oxyde de métal mixte récupéré soit par filtration ou centrifugation est lavé et séché. Le solide est ensuite calciné en atmosphère oxydante de préférence, à une température de 400°C minimum par exemple de 600 à 900°C, typiquement de 650 à 800°C pour former l'oxyde mixte de métal actif. La durée de calcination est de 0 à 48 heures, plus précisément de 0,5 à 24 heures, par exemple de 1 à 10 heures. Dans le cadre de l'invention, la calcination a été réalisée à 700°C, de 1 à 3 heures. Comme autres types de catalyseurs basiques adéquats, on inclura sans limitation, les hydroxydes, les carbonates, les silicates, les phosphates, les aluminates, et toutes combinaisons. Les composés constituant les catalyseurs adéquats sus-mentionnés seront sélectionnés de préférence parmi les groupes 1 , groupe 2 et les terres rares de la classification périodique. De préférence, on choisira le césium, le rubidium, le magnésium, le lithium le baryum le potassium et le lanthane. D'autres catalyseurs utilisables sont des catalyseurs d'oxyde de métaux mixtes, présentant outre des propriétés basiques, des propriétés d'oxydo-réduction dans les conditions opératoires employées pour la conversion des composés oxygénés en produit oléfinique. Typiquement, le catalyseur comprendra au moins un oxyde de métal de transition, de préférence deux, généralement des périodes 4, 5 ou 6 de la classification périodique, la préférence étant donnée aux métaux de transition Ag, Cu, Ce, Zn, Cd, Ti, V, Cr, Mo, Mn, Fe, Co, Ni. Toutefois, d'autres oxydes de métaux peuvent être employés dans la composition des oxydes mixtes, comme les oxydes de métaux du groupe IV incluant le zirconium, ceux du groupe I (alcalins) incluant le sodium, le potassium, le césium, ceux du groupe II (alcalino-terreux) incluant plus spécifiquement le magnésium, le calcium ou le baryum. Les oxydes de terres rares (scandium, yttrium, lanthane ainsi que ceux de la série des lanthanides (par exemple le cérium)), sont également compris, ainsi que l'oxyde de thorium de la série des actinides. Le caractère oxydo-réducteur de ces oxydes de métaux mixtes dans les conditions opératoires employées, s'explique par l'existence d'états de valence multiples du métal, une caractéristique bien connue de la plupart des métaux de transition. Ce sont les conditions opératoires régnant dans le procédé, qui conditionnent l'état de valence du métal à valence mixte constituant l'oxyde de métal mixte. Aussi, il n'est pas impossible que selon les conditions opératoires régnant dans le procédé, l'état de valence du métal constituant l'oxyde de métal mixte décrit ci-dessus, varie selon l'endroit et selon l'instant considérés dans le procédé.
Les conditions opératoires du procédé (température, pression, rapport catalyseur/ charge ou WHSV) sont décrites dans les paragraphes suivants. En revanche, les conditions opératoires nécessaires pour que le caractère oxydo-réducteur intervienne sont beaucoup plus difficiles à définir avec un seul paramètre ou même avec une simple combinaison de paramètres.
Le catalyseur adapté pour la première étape du procédé selon l'invention possède une capacité d'adsorption en CO2 à 100°C d'au moins 0,03 mg/m2, bien que la limite haute en capacité d'adsorption de CO2 ne soit pas critique, ce genre de catalyseur possède une capacité d'adsorption de CO2 à 100°C inférieure ou égale à 10 mg/m2. Typiquement, le catalyseur adapté à la première étape de l'invention a une capacité d'adsorption de CO2 à 100°C de 0,01 à 1 mg/m2.
En terme de surface spécifique (mesurée selon la méthode ASTM D3663), les catalyseurs adaptés possèdent une surface spécifique d'au moins 10m2/g, plus spécifiquement une surface comprise de 20 à 250 m2/g. Typiquement, le catalyseur de l'invention a une surface spécifique comprise de 25 à 280 m2 /g. Un catalyseur basique adéquat pour la réaction décrite ci-dessus peut également être supporté sur un support, ainsi que couramment pratiqué par l'homme du métier. Comme support, on pourra employer, sans que ces exemples soient limitant, de l'alumine, du titane, de la silice, de la zircone, des zéolithes, du charbon, des argiles, des hydroxydes lamellaires, des hydrotalcites, et toutes combinaisons.
2ème étape : oligomérisation
La charge hydrocarbonée utilisée peut être un mélange d'effluents hydrocarbonés contenant des oléfines C3-C10 issues de procédés de raffinerie ou pétrochimie (FCC, vapocraqueur etc) . La charge peut être un mélange de coupes comprenant, C3 FCC, C4 FCC, LCCS, LLCCS, Pygas , LCN , etc mélangée de sorte que la teneur en oléfines linéaires dans la coupe des C5- (C3-C5 hydrocarbures) par rapport à la charge total C3-C10 soit au plus de 40% en poids.
La teneur totale en oléfines dans la coupe C5- (C3-C5) par rapport à la charge totale C3-C10 fournie pour l'oligomérisation peut être de plus de 40% en poids si les iso-oléfines sont présentes en une quantité d'au moins 0,5% en poids.
La teneur totale en oléfines linéaires peut être supérieure à 40% en poids par rapport à la charge totale C3-C10 si les oléfines linéaires
C6+ (C6, C7, C8, C9, C10) sont présentes en une quantité d'au moins 0,5% en poids.
Cette charge peut notamment contenir des oléfines, des paraffines et des composés aromatiques dans toutes les proportions en conformité avec les règles décrites ci-dessus.
La charge hydrocarbonée contiendra de préférence une faible quantité de diènes et d'acétyléniques hydrocarbures, avantageusement moins de 100 ppm de diène, de préférence moins de 10 ppm de diènes C3-C5. A cet effet, la charge hydrocarbonée sera par exemple traitée par une hydrogénation sélective éventuellement combinée à des techniques d'adsorption.
La charge hydrocarbonée contiendra de préférence une faible quantité de métaux, avantageusement moins de 50 ppm, de préférence moins de 10 ppm. A cet effet, la charge hydrocarbonée sera par exemple traitée par une hydrogénation sélective éventuellement combinée à des techniques d'adsorption.
Avantageusement, la charge utilisée a subi une extraction partielle des iso-oléfînes qu'elle contient, par exemple par traitement dans une unité d'éthérification, permettant ainsi une concentration en oléfines linéaires.
En général, les charges oléfiniques disponibles commercialement provoquent une désactivation du catalyseur d'oligomérisation plus rapide que ce qui est attendu. Bien que les raisons d'une telle désactivation ne soient pas bien connues, on considère que la présence de certains composés sulfurés est au moins en partie responsable de cette baisse d'activité et de sélectivité. En particulier, il apparaît que les thiols aliphatiques, sulfures et disulfures de faible poids moléculaire sont plus particulièrement gênants.
Il est ainsi établi que le taux de soufre admissible dans une charge d'un procédé d'oligomérisation doit être suffisamment bas pour que l'activité du catalyseur utilisé ne soit pas inhibée. En général, la teneur en soufre est inférieure ou égale à 100 ppm, de préférence inférieure ou égale à 10 ppm, voire inférieure ou égale à 1 ppm.
L'élimination de ces composés soufrés nécessite des étapes d'hydro traitement qui augmentent le coût total du procédé, et qui peuvent conduire à une diminution de la quantité d'oléfines. Cette perte peut s 'avérer très pénalisante pour les coupes en C5-C10 contenant typiquement de 200 à 400 ppm de soufre.
Il existe donc également un besoin de mettre au point un procédé d'oligomérisation qui permette le traitement de charges oléfiniques commercialement disponibles sans hydrotraitement sévère préalable.
Il est de pratique courante d'ajouter de l'eau à la charge d'un procédé d'oligomérisation cataly tique. Cet ajout d'eau permet notamment de contrôler la température du réacteur d'oligomérisation, en particulier lors de la mise en route du réacteur, lorsque le catalyseur est frais et l'exothermicité la plus forte. La présence de composés oxygénés précurseurs d'eau dans la charge utilisée pour le procédé selon l'invention présente l'avantage d'augmenter la tolérance au soufre des catalyseurs d'oligomérisation. La durée de vie du catalyseur peut ainsi être augmentée. Du fait des teneurs en composés oxygénés utilisées, l'eau formée en cours d'oligomérisation représente plus que 0,25% en poids de la charge hydrocarbonée.
A titre d'exemple, afin d'éviter que l'activité cataly tique du catalyseur ne soit inhibée de manière substantielle, la teneur en azote de la charge hydrocarbonée n'est pas supérieure à 1 ppm en poids (calculée sur une base atomique), de préférence n'est pas supérieure à 0,5 ppm, davantage de préférence à 0,3 ppm. De même, à titre d'exemple, la teneur en chlorure de la charge hydrocarbonée n'est pas supérieure à 0,5 ppm en poids (calculée sur une base atomique), de préférence n'est pas supérieure à 0,4 ppm, davantage de préférence à 0, 1 ppm.
A cet effet, la charge hydrocarbonée utilisée peut avoir subi un traitement préalable, par exemple un hydrotraitement partiel, une hydrogénation sélective et/ ou une adsorption sélective.
Par ailleurs, la présence d'effluent issu de la condensation dans la charge de l'étape d'oligomérisation augmente la pression partielle en oléfines, ce qui permet d'améliorer le rendement du procédé d'oligomérisation.
Une première famille de catalyseurs utilisables peut comprendre les catalyseurs acides de type soit aluminosilicate amorphe ou cristallin, soit silicoaluminophosphate, sous forme protonée (H+), choisi parmi la liste suivante et contenant ou non des éléments alcalins ou des terres rares :
MFI (ZSM-5, silicalite- 1 , boralite C, TS- 1), MEL (ZSM- 1 1 , silicalite-2, boralite D, TS-2, SSZ-46), ASA (silice-alumine amorphe), M SA (silice-alumine mésoporeuse), FER (Ferrierite, FU-9 , ZSM-35), MTT (ZSM-23), MWW (MCM-22, PSH-3, ITQ- 1 , MCM-49), TON (ZSM-
22, Thêta- 1 , NU- 10), EUO (ZSM-50, EU- 1), ZSM-48, MFS (ZSM-57), MTW, MAZ, SAPO- 1 1 , SAPO-5, FAU, LTL, BETA MOR, SAPO-40, SAPO- 37, SAPO-41 et la famille des matériaux microporeux composés de silice, d'aluminium, d'oxygène et éventuellement de bore.
La zéolithe pourra être soumise à différents traitements avant utilisation, qui peuvent être : l'échange ionique, la modification avec des métaux, le traitement à la vapeur (steaming), les traitements à l'acide ou tout autre méthode de déalumination, la passivation de surface par déposition de silice, ou toute combinaison des traitements sus-mentionnés.
La teneur en alcalins ou en terres rares est de 0,05 à 10% en poids, préférentiellement de 0,2 à 5% en poids. Préférentiellement, les métaux employés sont Mg, Ca, Ba, Sr, La, Ce utilisés seuls ou en mélange.
Une deuxième famille de catalyseurs utilisables comprend également les zéolithes modifiées au phosphore contenant de façon optionnelle un alcalin ou une terre rare. En ce cas, la zéolithe peut être choisie parmi la liste suivante :
MFI (ZSM-5, silicalite- 1 , boralite C, TS- 1), MEL (ZSM- 1 1 , silicalite-2, boralite D, TS-2, SSZ-46), ASA (silice-alumine amorphe), M SA (silice-alumine mésoporeuse), FER (Ferrierite, FU-9 , ZSM-35),
MTT (ZSM-23), MWW (MCM-22, PSH-3, ITQ- 1 , MCM-49), TON (ZSM-
22, Thêta- 1 , NU- 10), EUO (ZSM-50, EU- 1), MFS (ZSM-57), ZSM-48,
MTW, MAZ, FAU, LTL, BETA MOR.
La zéolithe pourra être soumise à différents traitements avant utilisation, qui peuvent être : l'échange ionique, la modification avec des métaux, le traitement à la vapeur (steaming en anglais), les traitements à l'acide ou tout autre méthode de déalumination, la passivation de surface par déposition de silice, ou toute combinaison des traitements sus-mentionnés.
La teneur en alcalins ou en terres rares est de 0,05 à 10% en poids, préférentiellement de 0,2 à 5% en poids. Préférentiellement, les métaux employés sont Mg, Ca, Ba, Sr, La, Ce utilisés seuls ou en mélange.
Une troisième famille de catalyseurs utilisables comprend des talyseurs bifonctionnels, comprenant o Un support , parmi la liste suivante : MFI (ZSM-5, silicalite- 1 , boralite C, TS- 1), MEL (ZSM- 1 1 , silicalite-2, boralite D, TS-2, SSZ-46), ASA (silice-alumine amorphe), MSA (silice-alumine mésoporeuse), FER (Ferrierite, FU-9, ZSM-35), MTT (ZSM-23), MWW (MCM-22, PSH-3, ITQ- 1 , MCM-49), TON (ZSM-22, Thêta- 1 ,
NU- 10) , EUO (ZSM-50, EU- 1), MFS (ZSM-57), ZSM-48, MTW, MAZ, BETA, FAU, LTL, MOR, et les matériaux microporeux de la famille ZSM-48 constitués de silicium, aluminium, oxygène et optionnellement de bore. MFI or MEL (Si/Al> 25), MCM-41 , MCM-48, SBA- 15, SBA- 16, SiO2, A12O3, hydrotalcite ou un mélange de ceux-ci.
o une phase métallique (Me) à hauteur de 0, 1% en poids, le métal étant sélectionné parmi les éléments suivants : Zn, Mn, Co, Ni, Ga, Fe, Ti, Zr, Ge, Sn, et Cr utilisés seuls ou en mélange. Ces atomes métalliques peuvent être insérés dans la structure tétrahédrique du support via l'unité tétrahédrique [MeO2]. L'incorporation de ce métal peut être réalisée soit par ajout de ce métal pendant la synthèse du support ou bien incorporé après synthèse par échange d'ions ou imprégnation, les métaux étant alors incorporés sous forme de cations, et non intégrés au sein de la structure du support.
La zéolithe pourra être soumise à différents traitements avant utilisation, qui peuvent être : l'échange ionique, la modification avec des métaux, le traitement à la vapeur (steaming), les traitements à l'acide ou tout autre méthode de déalumination, la passivation de surface par déposition de silice, ou toute combinaison des traitements sus-mentionnés.
La teneur en alcalins ou en terres rares est de 0,05 à 10% en poids, préférentiellement de 0,2 à 5% en poids. Préférentiellement, les métaux employés sont Mg, Ca, Ba, Sr, La, Ce utilisés seuls ou en mélange.
Le catalyseur peut être un mélange des matériaux décrits précédemment dans les trois familles de catalyseur. En outre, les phases actives pourront, elles aussi, être combinées avec d'autres constituants (liant, matrice) conférant au catalyseur final une résistance mécanique accrue, ou une amélioration de l'activité. Si la charge hydrocarbonée est oligomérisée dans une installation comprenant plusieurs réacteurs en série, les réacteurs de la série peuvent être chargés avec le même catalyseur ou un différent.
Avantageusement, la deuxième étape sera réalisée sous atmosphère réductrice, par exemple sous H2.
Notamment, la présence d'une atmosphère réductrice, et éventuellement d'eau permet d'améliorer la stabilité du catalyseur utilisé.
La deuxième étape du procédé selon l'invention présente l'avantage de pouvoir être mise en œuvre dans une installation d'oligomérisation existante.
Par exemple, une installation à plusieurs réacteurs peut être utilisée dans laquelle l'exothermicité de la réaction peut être contrôlée de manière à éviter des températures excessives. De préférence, la différence maximale de températures au sein d'un même réacteur ne dépassera pas 75°C.
Le ou les réacteurs peuvent être du type isothermique ou adiabatique à lit fixe ou mobile. La réaction d'oligomérisation peut être réalisée en continu dans une configuration comprenant une série de réacteurs à lit fixe montés en parallèle, dans laquelle lorsqu'un ou plusieurs réacteurs sont en fonctionnement, les autres réacteurs subissent une opération de régénération du catalyseur.
La totalité de l'effluent issu de la condensation peut être ajoutée à la charge avant son entrée dans le(s) réacteur(s) d'oligomérisation, ou en partie avant son entrée dans le(s) réacteur(s) d'oligomérisation, la partie restante étant ajoutée dans le(s) réacteur(s) d'oligomérisation, par exemple en tant que trempe.
Quand plusieurs réacteurs d'oligomérisation sont utilisés, l'effluent peut être ajouté en entrée ou au sein du deuxième réacteur ou des réacteurs suivants.
Le procédé pourra être mis en œuvre dans un ou plusieurs réacteurs.
De préférence, le procédé sera mis en œuvre au moyen de deux réacteurs distincts. Les conditions réactionnelles du premier réacteur seront choisies de manière à convertir une partie des composés oléfiniques à faible nombre de carbone (C3-C5) en oléfines intermédiaires (C6+).
Avantageusement, le premier réacteur comprendra une première zone catalytique et fonctionnera à température élevée, par exemple supérieure ou égale à 250°C, et pression modérée, par exemple inférieure à 50 bars.
Le second réacteur fonctionnera de préférence à des températures et pressions choisies de manière à favoriser l'oligomérisation des oléfines lourdes en distillât. L'effluent du premier réacteur, comprenant les oléfines n'ayant pas réagi, les oléfines intermédiaires, de l'eau et éventuellement d'autres composés tels que des paraffines et éventuellement un gaz réducteur, subit alors une oligomérisation dans ce second réacteur comprenant une deuxième zone catalytique, ce qui permet d'obtenir un effluent d'hydrocarbures plus lourds, riche en distillât.
Avantageusement, le premier réacteur fonctionnera à une pression plus basse, une température et une vitesse spatiale horaires plus élevées par rapport au deuxième réacteur.
On pourra éventuellement prévoir d'utiliser la différence de pression entre les deux réacteurs pour réaliser une étape de séparation flash.
La deuxième étape peut être mise en œuvre dans les conditions décrites ci-après.
Le d é b i t m a s s i qu e au trave r s du ou d e s ré ac teu r s d 'oligomérisation seront avantageusement suffisants pour permettre une conversion relativement élevée, sans être trop faibles afin d'éviter les réactions parallèles indésirables. La vitesse spatiale horaire (weight hourly space velocity, WHSV) de la charge sera par exemple de 0, 1 à 20h- l , de préférence de 0,5 à 15 h- 1 , de manière encore préférée de 1 à 8 h- 1.
La température à l'entrée du ou des réacteurs sera avantageusement suffisante pour permettre une conversion relativement élevée, sans être très élevée afin d'éviter des réactions parallèles indésirables. La température à l'entrée du réacteur sera par exemple de 150 à 400°C, de préférence de 200-350°C, de manière encore préférée de 220 à 350 °C. La pression au travers du ou des réacteurs d'oligomérisation sera avantageusement suffisante pour permettre une conversion relativement élevée, sans être trop faible afin d'éviter des réactions parallèles indésirables. La pression au travers du réacteur sera par exemple de 8 à 500 bara (0,8 à 50MPa), de préférence de 10- 150 bara
(1 à 15 MPa), de manière encore préférée de 14 à 49 bara (bars, pression absolue) (1 ,4 à 4,9MPa).
L'effluent issu de l'étape d'oligomérisation est ensuite acheminé dans une zone de séparation, afin de séparer par exemple les fractions en fraction aqueuse, C5-C9 (essence), en C 10-C12 (jet) et en C12+ (diesel). Les fractions C5-C9, C10-C12 et Cl 2+ peuvent subir une étape de séchage.
Ainsi, l'invention permet notamment d'obtenir un carburéacteur (C10-C12, « jet ») à partir d'alcools d'origine végétale.
Les fractions légères en C1-C4 peuvent également être séparées et envoyées en purge ou éventuellement recyclées avec la charge hydrocarbonée .
Les fractions C10-C12 et Cl 2+ séparées de l'effluent du procédé d'oligomérisation peuvent subir une hydrogénation afin de saturer les composés oléfîniques et hydrogéner les composés aromatiques. Le produit obtenu présente un nombre de cétane élevé, et d'excellentes propriétés pour être utilisé comme carburant de type jet, diesel ou similaire. L'invention est maintenant décrite en référence aux exemples et aux dessins annexés, non limitatifs, dessins dans lesquels :
- la figure 1 représente le taux de conversion en oléfines C5 des exemples 2 et 3, ainsi que la température en fonction de la durée de test (TOS) ;
- la figure 2 représente les courbes de distillation simulées des phases organiques liquides de l'effluent de l'exemple 2 (température réactionnelle : 260°C), de la charge, des l'exemple 3 (température réactionnelle : 300°C) au bout de 10 et 24 heures ;
- les figures 3 et 4 représentent schématiquement différents modes de réalisation du procédé selon l'invention. Sur chacune des figures 3 et 4 :
- OS représente une zone d'oligomérisation, la figure 4 comportant deux zones d'oligomérisation, OS et OS2,
- S représente une zone de séparation,
- SHP représente une zone d'hydrogénation sélective et/ou d'adsorption sélective,
- PreC, représente une zone de pré-conversion,
- P représente une zone de purification.
Sur ces figures, les traits discontinus représentent des options des procédés.
Chaque zone d'oligomérisation représente par exemple un réacteur d'oligomérisation
Le schéma représenté sur la figure 3 correspond à un procédé dans lequel la charge constituée de composés hydrocarbonés en C3- C IO est traitée dans une zone d'oligomérisation OS. L'effluent sortant de cette zone OS est acheminé dans la zone de séparation S.
Dans cette zone S, l'eau est éliminée et les oléfïnes sont séparées en C2-C4, en C5-C9 (essence), C10-C12 (jet) et diesel (C12+). Une partie des oléfïnes légères en C2-C4 peut éventuellement être recyclée en charge de la zone d'oligomérisation SO.
L'éthanol (éventuellement mélangé au DDE), après avoir été purifié dans la zone P, est traité dans la zone de pré-conversion PreC. L'effluent issu de la zone PreC subit une hydrogénation sélective (SHP) avant d'entrer dans la zone d'oligomérisation OS, soit en mélange avec la charge hydrocarbonée, soit dans la zone OS elle- même. L'éthylène, l'eau, ainsi que l'éthanol (et éventuellement le DDE) non converti, peuvent être extraits de l'effluent issu de la zone PréC, l'éthanol (et éventuellement le DDE) non converti étant recyclé dans la zone PréC.
Le schéma représenté sur la figure 4 correspond à un procédé qui ne diffère de celui représenté à la figure 3 que par la présence d'une deuxième zone d'oligomérisation OS2. La charge hydrocarbonée en C3-C10 est traitée dans cette deuxième zone OS2 avant d'être traitée dans la zone OS. Dans ce mode de réalisation, les oléfïnes en C2-C4 séparées dans la zone de séparation sont recyclées dans la deuxième zone OS2, avec la charge hydrocarbonée. EXEMPLES
EXEMPLE 1 : Préparation du catalyseur A
Un échantillon de zéolite MFI (Si/Al=82) avec une taille de cristaux de 0.2-0.3 μπι fourni par Zeolyst Int. sous forme de NH4 a été calciné à 550oC pendant 6 heures afin de le convertir en forme H+. Le produit ainsi obtenu est dénommé catalyseur A.
EXEMPLE 2: test d'oligomérisation en présence de butanol 20 ml ( 12,8g) du catalyseur A sous forme de grains (35-45 mesh) ont été chargés dans un réacteur tubulaire à lit fixe présentant un diamètre interne de 1 1 mm. Avant les tests, le catalyseur a été activé à 550°C sous flux d'azote pendant 6 heures. Après l'activation le réacteur a été refroidi à 40oC. Le catalyseur a été mis en contact avec la charge à 40oC et la pression atmosphérique pendant 1 heure.
Ensuite la pression a été augmentée jusqu'à la valeur réactionnelle et le réacteur a été chauffé jusqu'à 200oC avec une vitesse de 30°C/heure. La température a été maintenue pendant 12h à 200°C et a été augmentée par la suite jusqu'à 260°C et 300°C (30°C/heure).
La charge utilisée pour ce test d'oligomérisation est une coupe
LLCCS contenant 83% en poids d'hydrocarbures en C5 (dont 59% en poids d'oléfines et 41 % en poids de paraffines). La teneur en oléfines linéaires dans les coupes C5- a été de 27,2% en poids. Le mélange comprenant 85% en poids de LLCCS et 15% en poids de 1-butanol a été mis en contact avec le catalyseur A dans les conditions suivantes :
Température d'entrée du réacteur : 260, 300°C
Pression P : 40 barg
Vitesse spatiale horaire (pph) : 1 h- 1.
(P (barg) = P bar - Patm (~ lbar))
L'analyse des produits obtenus a été réalisée en ligne par chromatographie gazeuse, le chromatographe étant équipé d'une colonne capillaire.
A la sortie du réacteur, la phase gazeuse, la phase organique liquide et la phase aqueuse ont été séparées. Aucun recycle n'est effectué. Le catalyseur a montré une très faible désactivation laquelle peut être compensée par augmentation de la température san s accroissement important de la phase gazeuse (figure 1).
La courbe de distillation simulée pour la phase organique liquide est reportée sur la figure 2.
Le tableau 1 ci-dessous rassemble les taux de conversion et les rendements obtenus.
Tableau 1
Ce tableau 1 illustre la possibilité de produire une fraction d'hydrocarbures lourds riche en distillât à partir d'une charge contenant une coupe essence et 15% de butanol. La charge a contenu plusieurs oléfînes de réactivités différentes. Les résultats montrent une conversion quasi-totale du butanol en hydrocarbures, peu de craquage (phase gazeuse) malgré une température relativement haute pour l'oligomerisation, et la transformation d'une quantité significative (65,6 %) d'oléfines distillant au dessus de 150°C à partir d'une charge réelle.
EXEMPLE 3 (Comparatif): test d'oligomérisation en présence de
DEE
20 ml (12,8g) du catalyseur A sous forme de grains (35-45 mesh) ont été chargés dans un réacteur tubulaire à lit fixe présentant un diamètre interne de 1 1 mm. Avant les tests, le catalyseur a été activé à
550°C sous flux d'azote pendant 6 heures. Après l'activation, le réacteur a été refroidit à 40°C. Le catalyseur a été mis en contact avec la charge à 40°C sous pression atmosphérique pendant 1 heure. Ensuite, la pression a été augmentée jusqu'à la valeur réactionnelle et le réacteur a été chauffé jusqu'à 200°C avec une vitesse de 30°C/heure. La température a été maintenue pendent 12h à 200°C et a été augmentée par la suite jusqu'à 260°C et 300°C (30°C/heure).
La charge utilisée pour ce test d'oligomérisation est une coupe LLCCS contenant 83% en poids d'hydrocarbures en C5 (dont 59% en poids d'oléfines et 41 % en poids de paraffines).
Le mélange comprenant 85% en poids de LLCCS et 15% en poids de DEE a été mis en contact avec le catalyseur A dans les conditions suivantes :
Température d'entrée du réacteur : 260, 300°C
Pression P : 40 barg
Vitesse spatiale horaire (pph) : 1 h- 1.
L'analyse des produits obtenus a été réalisée en ligne par chromatographie gazeuse, le chromatographe étant équipé d'une colonne capillaire.
A la sortie du réacteur, la phase gazeuse, la phase organique liquide et la phase aqueuse ont été séparées. Aucun recycle n'est effectué.
Le catalyseur a montré une très rapide désactivation laquelle ne peut pas être compensée par augmentation de la température (figure 1).
La courbe de distillation simulée mesurée pour la phase organique liquide est reportée sur la figure 2.
Les figures 1-2 démontrent la plus forte désactivation et la température la plus importante nécessaire pour obtenir la conversion complète d'oléfines en C5 en présence de DEE. Par contre, la préconversion d'éthanol en butanol conduit à une vitesse de désactivation plus faible et une conversion plus importantes en oléfines en C5.

Claims

REVENDICATIONS
1. Procédé de production de distillât, hydrocarbures ayant 10 atomes de carbone ou plus, notamment de distillais moyens, par conversion d'une charge hydrocarbonée contenant des oléfïnes en C3- C10, comprenant une première étape de pré-conversion de molécules oxygénées légères par condensation, ces molécules oxygénées légères comprenant au moins un alcool comportant au moins deux atomes de carbone, et une deuxième étape d'oligomérisation, dans laquelle la charge hydrocarbonée est oligomérisée dans au moins un réacteur d'oligomérisation en présence d'au moins une partie de l'effluent issu de la première étape.
2. Procédé selon la revendication 1 , dans lequel l'alcool comportant au moins deux atomes de carbone, par exemple l'éthanol, est issu de la biomasse.
3. Procédé selon la revendication 1 ou 2, dans lequel les molécules oxygénées légères comprennent en plus de l'alcool comportant au moins deux atomes de carbone, des molécules oxygénées à un ou deux atomes de carbone choisies parmi le méthanol, DME, DEE, formaldéhyde, acétaldéhyde, éthylène-glycol ou leurs mélanges.
4. Procédé selon l'une des revendications 1 à 3, dans lequel la première étape de condensation comprend la mise en contact, en phase aqueuse, des molécules oxygénées légères avec au moins un catalyseur basique, à une température et une pression suffisantes pour obtenir un effluent liquide contenant au moins 40% en poids, de préférence au moins 50% en poids, de molécules C3+, et moins de 10% en poids d'éthylène.
5. Procédé selon l'une des revendications 1 à 4, dans lequel l'effluent issu de la première étape est acheminé dans une zone de séparation afin d'en extraire, au moins en partie, les molécules oxygénées légères n'ayant pas réagi, l'éthylène et les autres gaz légers.
6. Procédé selon l'une des revendications 1 à 4, dans lequel l'effluent issu de la première étape est traité par hydrogénation sélective afin de convertir les aldéhydes en alcools plus lourds et les di- oléfines en oléfïnes.
7. Procédé selon l'une des revendications 1 à 6, dans lequel la première étape est réalisée à une température de 150 à 500°C et à une pression de 0, 1 à 40 MPa.
8. Procédé selon l'une des revendications 1 à 7, dans lequel le catalyseur utilisé pour la première étape de l'invention a une capacité d'adsorption de CO2 à 100°C de 0,03 à 10 mg/m2, de préférence de 0,01 à 1 mg/m2.
9. Procédé selon l'une des revendications 1 à 8, dans lequel le catalyseur utilisé pour la première étape de l'invention a une surface spécifique d'au moins 10m2/g, plus spécifiquement de 20 à 250 m2/g, de préférence de 25 à 280 m2 /g.
10. Procédé selon l'une des revendications 1 à 9, dans lequel le rapport total en poids entre effluent issu de la première étape et la charge hydrocarbonée est de 0,0001 à 1000, de préférence de 0,005 à 100.
1 1. Procédé selon l'une des revendications 1 à 10, dans lequel, dans la deuxième étape, la totalité de reffluent issu de la première étape est ajoutée à la charge hydrocarbonée.
12. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 1 1 , dans lequel la totalité de la quantité d'effluent à ajouter à la charge hydrocarbonée est ajoutée à celle-ci avant son entrée dans le (s) réacteur(s) d'oligomérisation.
13. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 1 1 , dans lequel une partie de la quantité d'effluent à ajouter à la charge hydrocarbonée est ajoutée à celle-ci avant son entrée dans le(s) réacteur(s) d'oligomérisation, la partie restante étant ajoutée dans le(s) réacteur(s) d'oligomérisation.
14. Procédé selon l'une des revendications 1 à 13, dans lequel, au cours de la deuxième étape, la vitesse spatiale horaire de la charge hydrocarbonée est comprise de 0, 1 à 20h- l , de préférence de 0,5 à 15 h- 1 , de manière encore préférée de 1 à 8 h- 1.
15. Procédé selon l'une des revendications 1 à 14, dans lequel, au cours de la deuxième étape, la pression au travers du ou des réacteurs d'oligomérisation est de 8 à 500 bara, de préférence de 10- 150 bara, de manière encore préférée de 14 à 49 bara.
16. Procédé selon l'une des revendications 1 à 15, dans lequel l'effluent issu de l'étape d'oligomérisation est acheminé à une unité de séparation afin de séparer les fractions en C5-C9, en C10-C12 et en C12+.
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