EP3137583B1 - Procédé de production d'essence comprenant une étape d'isomerisation suivie d'au moins deux étapes de séparation - Google Patents

Procédé de production d'essence comprenant une étape d'isomerisation suivie d'au moins deux étapes de séparation Download PDF

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EP3137583B1
EP3137583B1 EP15719168.5A EP15719168A EP3137583B1 EP 3137583 B1 EP3137583 B1 EP 3137583B1 EP 15719168 A EP15719168 A EP 15719168A EP 3137583 B1 EP3137583 B1 EP 3137583B1
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column
separation
isomerization
enriched
section
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Pierre-Yves Martin
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Axens SA
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Axens SA
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Publication date
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    • C10L2290/543—Distillation, fractionation or rectification for separating fractions, components or impurities during preparation or upgrading of a fuel

Definitions

  • Naphtha from the atmospheric distillation of petroleum usually consists mainly of hydrocarbons comprising from 5 to 10 carbon atoms (C5-C10 cuts). These naphthas are generally divided into a light naphtha cut (C5-C6 cut) and a heavy naphtha cut (C7-C10). The heavy naphtha cut is usually sent in a catalytic reforming process.
  • the light naphtha cut which essentially comprises hydrocarbons with 5 or 6 carbon atoms (C5 and C6) but can additionally comprise hydrocarbons with 4 or 7 or even 8 carbon atoms (C4, C7, C8) is generally isomerized in order to increase the proportion of branched hydrocarbons which have a higher octane number than linear hydrocarbons.
  • the isomerate and reformate obtained are then sent to the petrol pool with other bases or additives (catalytic cracking petrol, alkylates, etc.).
  • bases or additives catalytic cracking petrol, alkylates, etc.
  • the patent FR 2 828 205 describes a process for isomerizing a C5-C8 section in which said section is divided into a C5-C6 section and a C7-C8 section which are each isomerized separately under conditions specific to each section.
  • the patent GB 1,056,517 describes a process for isomerizing a C5-C6 section comprising a deisopentanizer (DiP), isomerizing the isopentane-depleted section (ISOM), separating the isomerized effluent making it possible to recover the n-pentane (DP) which is recycled with the feedstock at the inlet of the deisopentanizer and a separation of the branched C6 hydrocarbons (deisohexanizer, DiH) making it possible to recover branched C6 hydrocarbons with a high octane number, the remainder being recycled to the isomerization reactor.
  • This DiP / ISOM / DP / DiH scheme corresponds to the figure 1 (according to the prior art of this request.
  • Naphtha from atmospheric petroleum distillation usually consists mainly of hydrocarbons containing from 5 to 10 carbon atoms (cut C5-C10).
  • the method according to the present invention treats a charge of light naphtha type and preferably a C5 and C6 cut (cut of hydrocarbons comprising 5 or 6 carbon atoms), and aims to maximize the branched molecules compared to the linear (or normal) molecules .
  • these charges may optionally include other hydrocarbons, for example hydrocarbons comprising 4 or 7, or even 8 carbon atoms (cuts C4, C7, C8).
  • it will preferably be sought to limit the amount of these hydrocarbons, for example by prior separation.
  • the method according to the invention applies more particularly to fillers whose iso pentane content is less than 25% and preferably less than 20%.
  • the method according to the invention comprises an isomerization section [1], a stabilization of the isomerized effluent [2] (denoted STAB), a separation of iso-pentane (denoted DiP), a separation of n-pentane (denoted DP), (represented by block 3 + 4) and a separation of the remaining products, in particular of branched compounds in C6 (denoted DiH) (represented by block 5), according to the sequence ISOM / ST AB / DiP / DP / DiH.
  • the separation of iso-pentane and of n-pentane can also be carried out in the same column allowing a fractionation into 3 sections according to the sequence ISOM / STAB / DiP / DiH according to the figure 4 .
  • the process according to the invention therefore differs from the process according to the prior art ( figure 1 ) in that it comprises the successive separation of iso-pentane, of n-pentane and of the branched compounds in C6 in this order according to the figure 3 , or the simultaneous separation of n-pentane and iso-pentane in the same fractionation column according to the figure 4 , followed by the separation of the C6 branched compounds, or else the separation of a C5 cut, then that of the n-pentane and of the iso-pentane and that of the C6 branched compounds according to the figure 5 .
  • said separations are all located downstream of the isomerization section [1], and more precisely downstream of the stabilization column [2], unlike the processes of the prior art which do not have only one DiH column (de-isohexanizer), or 3 fractionation columns, but with the DiP column (de-isopentanizer) located upstream of the isomerization section according to the diagram of the figure 1 .
  • the present invention can be described as a process for isomerizing a light naphtha, or preferably a substantially C5-C6 cut, said process comprising the separation steps as described in claim 1.
  • the cut enriched with iso-pentane (15) from the first separation step as well as the head (19) and bottom (18) flows from the second separation step can optionally then be mixed to provide the product (s) of the process.
  • the figures 1 shows the process diagram according to the prior art which can be considered as closest to the present invention.
  • the charge (10) is brought into a de-isopentanizer [3] which allows an isopentane flow (15) to exit at the head.
  • the bottom flow (14) of the de-isopentanizer [3] is sent to the isomerization reaction section [1] via line 14.
  • the operating conditions of the reaction section [1] are chosen so as to promote the transformation of n-paraffins of low octane number (n-pentane, n-hexane) to iso-paraffins of higher octane numbers (isopentane, 2,2-dimethylbutane, 2,3-dimethylbutane, 2-methylpentane, 3-methylpentane).
  • the isomerization reaction section [1] is generally carried out in the presence of an acid catalyst.
  • the effluent from the isomerization section [1], once stabilized by separation of the light compounds (13) in the stabilization column [2] is directed via the line (12) to a de-pentanizer [4].
  • the head flow (16) of the de-pentanizer [4] is recycled to the column [3] of the de-isopentanizer.
  • the flux (16) can be recycled to the de-isopentanizer [3], or by introducing it alone directly into the de-isopentanizer [3] (depending on the figure 1 ), or mixed with the load 10 (not shown).
  • the stream (16) also contains isopentane formed in the isomerization section which is separated in the de-isopentanizer [3].
  • the products (18) and (19) originate respectively from the bottom and from the head of the de-isohexanizer [5] which is supplied by the bottom flow (17) from the de-pentanizer [4]. Isopentane is substantially absent from these two flows, being essentially present in flow 15.
  • the process of figure 1 has the drawback of mixing a fluid enriched in isopentane recycled via line (16) with the load (10) coming from line 10, either before its admission into the de-isopentanizer [3], or, as shown in the figure 1 , inside said de-isopentanizer [3].
  • a second p e eta separation [5], which is performed by means of a die-isohexaniseur consisting of a separation column with the overhead product (19) is rich in branched C6 compounds, and including an intermediate section (20 ) enriched in n-hexane, taken by lateral racking, is recycled to the reaction section [1].
  • the stream enriched in iso-pentane (14), the bottom product (18) and the top product (19) can be mixed to constitute the product or products of the process.
  • the isomerization reaction is carried out on catalysts consisting of a high purity alumina support preferably containing 2 to 10% by weight of chlorine, 0.1 to 0.40% by weight of platinum, and optionally other metals. These catalysts are implemented with a space speed of 1 to 4 h -1 .
  • Maintaining the chlorination rate of the catalyst generally requires the continuous addition of a chlorinated compound such as carbon tetrachloride injected in mixture with the feed at a concentration ranging from 50 to 600 parts per million by weight.
  • a chlorinated compound such as carbon tetrachloride
  • the catalysts consist of a high purity alumina support containing from 2 to 10% by weight of chlorine, from 0.1 to 0.40% by weight of platinum and possibly other metals.
  • They can be implemented with a space speed between 1 to 4 h -1.
  • Maintaining the chlorination rate of the catalyst generally requires the continuous addition of a chlorinated compound such as carbon tetrachloride injected in mixture with the feed at a concentration preferably of between 50 and 600 parts per million by weight.
  • a chlorinated compound such as carbon tetrachloride
  • the charge is sent to the isomerization section [1] via line 10.
  • the conditions of the isomerization section [1] are chosen so as to favor the transformation of n-paraffins of low octane number (n-pentane, n-hexane) to iso-paraffins of octane numbers more high (isopentane, 2,2-dimethylbutane, 2,3-dimethylbutane, 2-methylpentane, 3-methylpentane).
  • the effluent from the isomerization section (11), once stabilized by separation of the light compounds in the stabilization column [2] is then directed via the line (12) to a de-isopentanizer [3] so as to recover at the head, via line (15), a stream enriched in isopentane and at the bottom via line (14) a fluid depleted in isopentane.
  • the conditions for fractionating the de-isopentanizer [3] are preferably such that the recovery rate of isopentane at the top (flow of isopentane at the top of the de-isopentanizer divided by the flow of isopentane in the charge of the de-isopentanizer ) is typically greater than 70%.
  • the content of n-pentane in the top product (15) is then typically less than 15% by weight, preferably less than 10% by weight.
  • the bottom of the de-isopentanizer [3] is directed via the line (14) to a de-pentanizer [4] so as to recover at the top (flow 16) a fluid enriched in n-pentane and containing little isopentane, which is recycled to the isomerization reaction section [1] via line (16).
  • the bottom is recovered via the pipe (17), a stream (17) containing mainly hydrocarbons with 6 or more carbon atoms (C6 + cut) which feeds the de-isohexanizer [5].
  • the de-isohexanizer [5] consists of a separation column, the top product (19) of which is rich in branched C6 compounds, and of which an intermediate section (20) enriched in n-hexane, sampled by lateral withdrawal, is recycled to the reaction section [1].
  • the stream enriched in iso-pentane (14), the bottom product of the de-isohexanizer [5], and the top product of the de-isohexanizer (19) can be mixed to constitute the product or products of the process.
  • the dimensioning of the fractionation column [4] and the fractionation conditions are preferably such that the overall recovery rate in n-pentane (flow of n-pentane at the top of de-pentanizer [4] divided by the flow of n -pentane at the outlet of the isomerization reaction section [1] is typically greater than 80%.
  • the content of hydrocarbons containing 6 or more carbon atoms at the top of the de-pentanizer [4] is typically less than 15%, preferably less than 10% by weight.
  • this first variant reduces the energy consumption of the process because the isopentane produced in the isomerization reactor [1] is vaporized only once before being exported, and the de-isopentanizer [3] splits a section C5 enriched in iC5, which facilitates said separation.
  • the effluent from the isomerization reaction section [1], once stabilized by separation of the light compounds in the stabilization column [2] is directed via line (12) to the de-pentanizer [4] of so as to recover at the head, via line (21), a cut C5 depleted in C6, and at the bottom via line (17), a fluid containing mainly hydrocarbons with 6 or more carbon atoms, which feeds the de-isohexanizer [5].
  • the second separation step in the de-isohexanizer is carried out in an identical manner to the first variant according to the invention.
  • Cut C5 feeds via line (21), the de-isopentanizer [3] which makes it possible to extract the iso-pentane (15) at the head of the column, and at the bottom the n-pentane (16) which is recycled to the reaction section [1].
  • the invention has other variants according to various thermal integrations.
  • the principle of these thermal integrations consists in choosing the operating pressure of a first column so that the condensation temperature at the top of this column is higher than the reboiling temperature of one or more other columns of the process.
  • the heat exchange between the head condenser of the first column to be cooled and the bottom reboiler of another column to be heated then replaces at least part, if not all, of the utility consumption. cold used at the head of the first column to ensure its cooling, and to the hot utility used at the bottom of the second column to ensure its heating.
  • first column and “other column” are generic since it is the choice of the column having the highest condenser temperature which defines it as the first column.
  • FIG 6 presents an example of a thermal integration mode between the de-pentanizer [4], considered as the first column and the de-isopentanizer [3] considered as the other column, according to the first variant (represented by figure 3 ) of the process according to the invention.
  • the figure 6 thus presents a heat exchange between the condenser of column [4] (depentaniser) and the reboiler of the other column [3] (de-isopentanizer).
  • Any other pair of columns could be envisaged, for example an integration between the condenser of the de-isohexanizer [5] and the reboiler of the depentanizer [4] or even between the condenser of the de-isohexanizer [5] and the reboiler of the de- isopentanizer [3] or between the condenser of the deisohexanizer [5] and the two reboilers of the depentanizer [4] and the de-isopentanizer [3].
  • One of these columns can also include an intermediate racking (fractionation column in 3 sections).
  • the first separation step comprises two columns, a de-isopentanizer [3] and a de-pentanizer [4] arranged in series, that is to say that the bottom flow (14) of the de-isopentanizer [3] feeds the de-pentanizer [4], the stream of isopentane (15) leaves at the top of the column [3], a stream enriched in heavier hydrocarbons than the pentanes (17) leaves at the bottom of the column [4] and feeds the de-isohexanizer [5], and the overhead flow (16) of the column [4] is recycled to the isomerization unit [1].
  • the first separation step comprises only a single column [3], in which the flow of isopentane (15) leaves at the top of the column [3] , the stream enriched in heavier hydrocarbons than the pentanes (17) leaving the bottom of the said column [3] feeds the column of the de-isohexanizer [5], and the intermediate withdrawal (stream 16) is recycled to the unit of isomerization [1].
  • the first separation step comprises the two columns [4] and [3] arranged in series in this order, in which the stream (12) from the column of stabilization [2] feeds the de-pentanizer [4] from which the flow (21) comes out at the head which feeds the de-isopentanizer [3], and in which the bottom flow enriched with heavier hydrocarbons than pentanes (17) of the de-pentanizer [4] feeds the de-isohexanizer [5], the de-isopentanizer [3] producing at the head the stream (15), rich in isopentane, and at the bottom the stream (16), rich in normal pentane, which is recycled to the isomerization unit [1].
  • a heat exchange is carried out between the condenser of one of the columns [3], [4] or [5] and the reboiler of one of the columns [3], [4] or [5].
  • the heat exchange is carried out between the condenser of the de-isohexanizer [5] and either the reboiler of the de-pentanizer [4], or the reboiler of the de-isopentanizer [3], either both.
  • the heat exchange is carried out between the condenser of the de-pentanizer [4] and the reboiler of the de-isopentanizer [3].
  • the reaction section consists of 2 isomerization reactors operating in series.
  • the inlet temperature of the 2 reactors is 120 ° C.
  • the inlet pressure of reactor 1 is 35 bar absolute.
  • the inlet pressure of the second reactor is 33 bar absolute.
  • the catalyst used consists of an alumina support containing 7% by weight of chlorine, and 0.23% by weight of platinum and possibly other metals.
  • the space speed is 2.2h -1 .
  • the hydrogen to hydrocarbon molar ratio is 0.1 / 1.
  • the operating pressures of the columns are chosen so that the head temperature is compatible with the usually available cooling means (cooling water or air at room temperature).
  • the pentane recycling rate is defined as the flow rate of the fluid enriched in n-pentane recycled to the isomerization reaction section divided by the flow rate of fresh feed.
  • the hexane recycling rate is defined as the flow rate of the fluid enriched in n-hexane recycled to the isomerization reaction section divided by the flow rate of fresh charge.
  • the products (or outputs) of the processes are defined as the mixture of the top products (19) and at the bottom (18) of the de-isohexanizer [5], and the top product (15) of the de-isopentanizer [3] enriched in isopentane.
  • compositions of the products obtained are summarized in Tables 2 to 4 which follow: ⁇ b> Table 2: ⁇ /b> composition of the product from stream 19 (DiH head) Figure 1 Figure 3 Figure 4 Mass flow kg / hr 21890 21855 21875 i-pentane % wt 0 0 0 n-pentane % wt 2 2 1 2,2-dimethylbutane % wt 56 58 55 2,3-dimethylbutane % wt 12 12 13 2-methyl-pentane % wt 23 22 24 2-methyl-hexane % wt 4 4 5 cycloPentane % wt 2 2 2 Figure 1 Figure 3 Figure 4 Mass flow kg / hr 3166 3166 3166 n-hexane % wt 5 5 5 methyl-cyclopentane % wt 10 10 10 cyclohexane % wt 50 51 52 C7 + % wt 35 34
  • Table 6 presents the results of a thermal integration between the de-isohexanizer [5] and the de-isopentanizer [3] and de-pentanizer [4] according to the invention.
  • the de-isohexanizer [5] is operated at a pressure of 8 bar absolute, the condensation temperature of the column head is then 127 ° C. A heat exchange is then possible between this column head and the reboiler of the de-pentanizer [4] operated at 87 ° C and the reboiler of the de-isopentanizer [3] operated at 109 ° C.
  • reaction section [1] The operating conditions of the reaction section [1] are unchanged compared to example 1.
  • the process diagram is that of figure 3 supplemented by detailed thermal integration on the figure 6 .
  • the de-pentanizer [4] is operated at a pressure of 11 bar absolute, the condensation temperature of the column head is then 123 ° C. A heat exchange is then possible between this column head and the reboiler of the isopentanizer [3] operated at 109 ° C. Table 7 details the results obtained.

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Description

    DOMAINE DE L'INVENTION
  • L'invention concerne le domaine de la production d'essence à haut indice d'octane. Les naphtas issus de la distillation atmosphérique du pétrole sont habituellement principalement constitués d'hydrocarbures comprenant de 5 à 10 atomes de carbone (coupes C5-C10). Ces naphtas sont généralement fractionnés en une coupe naphta léger (coupe C5-C6) et une coupe naphta lourd (C7-C10). La coupe naphta lourd est habituellement envoyée dans un procédé de reformage catalytique. La coupe naphta léger qui comprend essentiellement des hydrocarbures à 5 ou 6 atomes de carbones (C5 et C6) mais peut comprendre en sus des hydrocarbures à 4 ou 7 voire 8 atomes de carbones (C4,C7,C8) est généralement isomérisée afin d'augmenter la proportion d'hydrocarbures ramifiés qui présentent un indice d'octane plus élevé que les hydrocarbures linéaires.
  • L'isomérat et le reformat obtenus sont ensuite envoyés au pool essence avec d'autres bases ou additifs (essence de craquage catalytique, alkylats, etc...). Compte tenu de la diminution progressive de la teneur maximale en composés aromatiques autorisée dans les essences (inférieur à 35% volume dans la spécification euro 5 par exemple), et des teneurs en aromatiques importantes des essences de reformage catalytique, les isomérats qui ne contiennent pas de composés aromatiques, prennent une importance croissante dans le pool essence.
  • Il est donc important de disposer de procédés d'isomérisation performants, tant en terme de rendement que d'indice d'octane. Ces procédés doivent également être économiquement intéressants en termes de niveau d'investissement et de coûts opératoire. Il est donc important d'optimiser le fonctionnement tant de la section réactionnelle d'isomérisation que des sections de fractionnement de la charge ou de l'effluent.
    • EXAMEN DE L'ART ANTERIEUR
  • Le brevet FR 2 828 205 décrit un procédé d'isomérisation d'une coupe C5-C8 dans lequel ladite coupe est fractionnée en une coupe C5-C6 et une coupe C7-C8 qui sont chacune isomérisées séparément dans des conditions spécifiques à chaque coupe.
  • Le brevet US 2,905,619 décrit un procédé d'isomérisation dans lequel la coupe C5-C6 issue d'une coupe essence est séparée en différentes fractions qui sont isomérisées dans deux sections d'isomérisation opérées dans des conditions spécifiques.
  • Le brevet US 7,223,898 décrit un procédé d'isomérisation ne comprenant dans leur section de fractionnement qu'une stabilisation ou stripage et un déisohéxaniseur produisant 2 à 4 coupes différentes. Ces schémas de procédés ne comprennent pas de déisopentaninseur (DiP) et/ou dépentaniseur (DP). Le brevets GB 1,056,517 décrit un procédé d'isomérisation d'une coupe C5-C6 comprenant un déisopentaniseur (DiP), une isomérisation de la coupe appauvrie en isopentane (ISOM), une séparation de l'effluent isomérisé permettant de récupérer le n-pentane (DP) qui est recyclé avec la charge à l'entrée du déisopentaniseur et une séparation des hydrocarbures en C6 ramifiés (deisohexaniseur, DiH) permettant de récupérer des hydrocarbures en C6 ramifiés à haut indice d'octane, le complément étant recyclé au réacteur d'isomérisation. Ce schéma DiP/ISOM/DP/DiH correspond à la figure 1 (selon l'art antérieur de cette demande.
  • Le brevet US 3,131,235 décrit un procédé d'isomérisation d'une charge contenant des hydrocarbures comprenant 5 ou 6 atomes de carbone.
    • DESCRIPTION SOMMAIRE DES FIGURES
    • La figure 1 représente un schéma du procédé selon l'art antérieur le plus proche. Ce schéma fait apparaitre la colonne du dé-isopentaniseur [3], la section réactionnelle d'isomérisation [1], la colonne de stabilisation [2], la colonne du dé-pentaniseur [4] et la colonne de dé-isohexaniseur [5].
      Ces numéros sont conservés sur les figures selon l'invention pour désigner les mêmes équipements.
    • La figure 2 représente le procédé selon l'invention dans lequel le bloc noté (3+4) représente la première étape de séparation, et le bloc [5] la seconde étape de séparation.
    • La figure 3 représente le procédé selon l'invention dans laquelle les colonnes [3] et [4] s'enchaînent en série.
    • La figure 4 représente un procédé pas selon l'invention dans lequel les colonnes [3] et [4] sont regroupées en une seule colonne [3] permettant un fractionnement en 3 coupes.
    • La figure 5 représente un procédé pas selon l'invention dans lequel les colonnes [3] et [4] se présentent dans l'ordre inverse, c'est-à-dire que c'est le flux de tête de la colonne [4] qui alimente la colonne [3].
    • La figure 6 représente un exemple d'intégration thermique entre le condenseur d'une première colonne et le rebouilleur d'une autre colonne.
  • Les équipements sont notés par des numéros entre crochets et les flux par des numéros entre parenthèses. Les numéros des conduites véhiculant les flux sont les mêmes que ceux des flux véhiculés.
    • DESCRIPTION SOMMAIRE DE L'INVENTION
  • L'invention concerne le domaine de la production d'essence à haut indice d'octane. Les naphtas issus de la distillation atmosphérique du pétrole sont habituellement principalement constitués d'hydrocarbures comprenant de 5 à 10 atomes de carbone (coupe C5-C10).
  • Le procédé selon la présente invention traite une charge de type naphta léger et préférentiellement une coupe C5 et C6 (coupe d'hydrocarbures comprenant 5 ou 6 atomes de carbone), et vise à maximiser les molécules ramifiées par rapport aux molécules linéaires (ou normales). Toutefois ces charges peuvent éventuellement comprendre d'autres hydrocarbures, par exemple des hydrocarbures comprenant 4 ou 7, voire 8 atomes de carbone (coupes C4, C7,C8). On cherchera toutefois de préférence à limiter la quantité de ces hydrocarbures via par exemple une séparation préalable.
  • Pour ce qui concerne les hydrocarbures en C4, ils peuvent aussi être en grande partie séparés dans la colonne de stabilisation [2],
  • Le procédé selon l'invention s'applique plus particulièrement aux charges dont la teneur en iso pentane est inférieure à 25% et préférentiellement inférieure à 20%.
  • Le procédé selon l'invention comprend une section d'isomérisation [1], une stabilisation de l'effluent isomérisé [2] (notée STAB), une séparation de l'iso-pentane (notée DiP), une séparation du n-pentane (notée DP),(représentées par le bloc 3+4) et une séparation des produits restant, notamment des composés ramifiés en C6 (notée DiH) (représenté par le bloc 5), selon la séquence ISOM/ST AB/DiP/DP/DiH.
  • Dans une variante pas selon l'invention, la séparation de l'iso-pentane et du n-pentane peut également être effectuée dans une même colonne permettant un fractionnement en 3 coupes selon la séquence ISOM/STAB/DiP/DiH selon la figure 4.
  • Le procédé selon l'invention se distingue donc du procédé selon l'art antérieur (figure 1) en ce qu'il comprend la séparation successive de l'iso-pentane, du n-pentane et des composés ramifiés en C6 dans cet ordre selon la figure 3, ou la séparation simultanée du n-pentane et de l'iso-pentane dans une même colonne de fractionnement selon la figure 4, suivie de la séparation des composés ramifiés en C6, ou encore la séparation d'une coupe C5, puis celle du n-pentane et de l'iso-pentane et celle des composés ramifiés en C6 selon la figure 5.
  • Dans le procédé selon l'invention, lesdites séparations sont toutes situées en aval de la section d'isomérisation [1], et plus précisément an aval de la colonne de stabilisation [2], contrairement aux procédés de l'art antérieur qui ne présentent qu'une seule colonne de DiH (dé-isohexaniseur), ou 3 colonnes de fractionnement, mais avec la colonne DiP (dé-isopentaniseur) située en amont de la section d'isomérisation selon le schéma de la figure 1.
  • De façon plus précise, la présente invention peut se décrire comme un procédé d'isomérisation d'un naphta léger, ou préférentiellement d'une coupe essentiellement C5-C6, le dit procédé comprenant les étapes de séparation comme décrit dans la revendication 1.
    • DESCRIPTION DETAILLEE DE L'INVENTION
  • Dans le procédé selon l'invention, la charge (10) est généralement constituée par un naphta léger, préférentiellement une coupe C5-C6, pouvant éventuellement contenir des hydrocarbures plus lourds. Cette charge est envoyée dans une section d'isomérisation catalytique [1], puis l'effluent (11) est fractionné dans une section de fractionnement comprenant les étapes suivantes :
    • une stabilisation [2] de l'effluent isomérisé qui consiste à séparer en tête les composés plus légers que les pentanes (flux 13), et en fond un effluent stabilisé (12)
    • une première étape de séparation par distillation (bloc 3+4) permettant de séparer les hydrocarbures à 5 atomes de carbone des composés plus lourds envoyés vers la seconde section de séparation [5]. Cette première étape de séparation consiste à produire les 3 coupes suivantes : a) une coupe enrichie en iso-pentane (15) qui est un premier produit du procédé, b) une coupe enrichie en n-pentane (16) qui est recyclée à la section réactionnelle [1], et c) une coupe enrichie en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) qui est dirigée vers une deuxième étape de séparation [5],
    • une deuxième étape de séparation [5] consistant en une colonne de séparation dont les produits de tête et de fond sont les produits de l'unité, à savoir un flux de tête (19) riche en composés ramifiés en C6, un flux de fond (18), et une coupe intermédiaire (20) enrichie en n-hexane, prélevée en soutirage latéral qui est recyclée à la section réactionnelle [1].
  • La coupe enrichie en iso-pentane (15) issue de la première étape de séparation ainsi que les flux de tête (19) et de fond (18) issus de la deuxième étape de séparation peuvent éventuellement ensuite être mélangés pour fournir le ou les produits du procédé.
    • Description de la figure 1 selon l'art antérieur:
  • La figures 1 montre le schéma de procédé selon l'art antérieur qu'on peut considérer comme le plus proche de la présente invention.
  • La charge (10) est amenée dans un dé-isopentaniseur [3] qui permet de sortir en tête un flux d'isopentane (15). Le flux de fond (14) du dé-isopentaniseur [3] est envoyé à la section réactionnelle d'isomérisation [1] par la conduite 14.
  • Les conditions opératoires de la section réactionnelle [1] sont choisies de façon à favoriser la transformation des n-paraffines de faible indice d'octane (n-pentane, n-hexane) vers des iso-paraffines d'indices d'octane plus élevés (isopentane, 2,2-diméthylbutane, 2,3-diméthylbutane, 2-méthylpentane, 3-méthylpentane).
  • La section réactionnelle d'isomérisation [1] est généralement opérée en présence d'un catalyseur acide.
  • L'effluent de la section d'isomérisation [1], une fois stabilisé par séparation des composés légers (13) dans la colonne de stabilisation [2] est dirigé via la conduite (12) vers un dé-pentaniseur [4]. Le flux de tête (16) du dé-pentaniseur [4] est recyclé à la colonne [3] du dé-isopentaniseur.
  • Le recyclage du n-pentane, produit de tête du dé-pentaniseur [4], via la conduite 16 vers le dé-isopentaniseur [3], permet d'accroitre la proportion de n-pentane isomérisé dans la section d'isomérisation [1], et par conséquent d'obtenir des produits d'indices d'octane plus élevés.
  • Le flux (16) peut être recyclé vers le dé-isopentaniseur [3], soit en l'introduisant seul directement dans le dé-isopentaniseur [3] (selon la figure 1), soit en mélange avec la charge 10 (non représenté). Le flux (16) contient également de l'isopentane formé dans la section d'isomérisation qui est séparé dans le dé-isopentaniseur [3].
  • Les produits (18) et (19) sont issus respectivement du fond et de la tête du dé-isohexaniseur [5] qui est alimenté par le flux de fond (17) issu du dé-pentaniseur [4]. L'isopentane est sensiblement absent de ces deux flux, étant essentiellement présent dans le flux 15.
  • Le procédé de la figure 1 présente l'inconvénient de mélanger un fluide enrichi en isopentane recyclé via la conduite (16) avec la charge (10) issue de la conduite 10, soit avant son admission dans le dé-isopentaniseur [3], soit, comme représenté sur la figure 1, à l'intérieur dudit dé-isopentaniseur [3].
  • Ce mélange entraine des coûts d'investissement et d'opération significatifs puisqu'il est nécessaire ensuite de séparer à nouveau cet isopentane lors de la séparation isopentane/n-pentane du dé-isopentaniseur [3], et lors de la séparation n-pentane/composés plus lourds du dé-pentaniseur [4]. Ceci est plus particulièrement pénalisant lorsque la charge contient peu d'iso-pentane. Le procédé selon l'invention permet entre autre de contourner ce problème.
    • Description des figures (figures 2,3,4 et 5)
  • Dans sa forme la plus générale, le procédé selon l'invention comprend :
    1. a) une section d'isomérisation catalytique [1] opérée dans les conditions décrites plus loin,
    2. b) une stabilisation de l'effluent isomérisé (11) dans une colonne de stabilisation [2] qui consiste à séparer en tête les composés plus légers que les pentanes, et en fond un effluent stabilisé (12),
    3. c) une première étape de séparation réalisée dans le bloc de distillation (3+4) permettant de séparer les hydrocarbures à 5 atomes de carbone des composés plus lourds envoyés vers la seconde section de séparation. Cette première étape de séparation consiste, par l'utilisation d'une ou deux colonnes de fractionnement, à produire les 3 coupes suivantes :
      • une coupe enrichie en iso-pentane qui est un produit du procédé (15),
      • une coupe enrichie en n-pentane (16) qui est recyclée à la section réactionnelle [1] et,
      • une coupe enrichie en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17), qui est dirigée vers la deuxième étape de séparation [5].
  • Une deuxième éta p e de séparation [5] qui est réalisée au moyen d'un dé-isohexaniseur consistant en une colonne de séparation dont le produit de tête (19) est riche en composés ramifiés en C6, et dont une coupe intermédiaire (20) enrichie en n-hexane, prélevée en soutirage latéral, est recyclée à la section réactionnelle [1]. Le flux enrichi en iso-pentane (14), le produit de fond (18) et le produit de tête (19) peuvent être mélangés pour constituer le ou les produits du procédé.
  • La réaction d'isomérisation est effectuée sur catalyseurs étant constitués d'un support en alumine de haute pureté renfermant de préférence 2 à 10 % en poids de chlore, de 0,1 à 0,40 % en poids de platine, et éventuellement d'autres métaux. Ces catalyseurs sont mis en œuvre avec une vitesse spatiale de 1 à 4 h-1.
  • Le maintien du taux de chloration du catalyseur nécessite généralement l'appoint en continu d'un composé chloré comme le tétrachlorure de carbone injecté en mélange avec la charge à une concentration allant de 50 à 600 parties par million en poids.
  • Les catalyseurs d'isomérisation peuvent être préférentiellement compris dans le groupe constitué par :
    • les catalyseurs supportés, le plus souvent par un support minéral, typiquement un oxyde (par exemple un oxyde d'aluminium ou de silicium ou leur mélange), et contenant au moins un halogène et un métal du groupe VIII.
    • les catalyseurs zéolithiques contenant au moins un métal du groupe VIII
    • les catalyseur de type Friedel et Crafts,
    • les catalyseurs acides ou super acides, par exemple de type hétéropolyanions (HPA) sur zircone, les oxydes de tungstène sur zircone, les zircones sulfatées.
  • La réaction d'isomérisation se déroule à une température comprise entre 110 et 240 °C, à une pression, comprise entre 2 et 35 bars (1bar = 0,1MPa), et avec un faible rapport molaire hydrogène/hydrocarbures, compris entre 0,1/1 et 1/1.
  • Les catalyseurs sont constitués d'un support en alumine de haute pureté renfermant de 2 à 10 % en poids de chlore, de 0,1 à 0,40 % en poids de platine et éventuellement d'autres métaux.
  • Ils peuvent être mis en œuvre avec une vitesse spatiale comprise entre 1 à 4 h-1.
  • Le maintien du taux de chloration du catalyseur nécessite généralement l'appoint en continu d'un composé chloré comme le tétrachlorure de carbone injecté en mélange avec la charge à une concentration de préférence comprise entre 50 et 600 parties par million en poids.
  • D'autres catalyseurs présentant une acidité comparable à ces catalyseurs peuvent également être utilisés.
  • Dans le procédé selon l'invention, la charge est envoyée à la section d'isomérisation [1] via la conduite 10.
  • Les conditions de la section d'isomérisation [1] sont choisies de façon à favoriser la transformation des n-paraffines de faible indice d'octane (n-pentane, n-hexane) vers des iso-paraffines d'indices d'octane plus élevés (isopentane, 2,2-diméthylbutane, 2,3-diméthylbutane, 2-méthylpentane, 3-méthylpentane).
  • L'effluent de la section d'isomérisation (11), une fois stabilisé par séparation des composés légers dans la colonne de stabilisation [2] est ensuite dirigé via la conduite (12) vers un dé-isopentaniseur [3] de façon à récupérer en tête, via la conduite (15), un flux enrichi en isopentane et en fond via la conduite (14) un fluide appauvri en isopentane.
  • Les conditions de fractionnement du dé-isopentaniseur [3] sont de préférence telles que le taux de récupération d'isopentane en tête (débit d'isopentane en tête du dé-isopentaniseur divisé par le débit d'isopentane dans la charge du dé-isopentaniseur) est typiquement supérieur à 70%. La teneur en n-pentane dans le produit de tête (15) est alors typiquement inférieure à 15% poids, de préférence inférieure à 10% poids.
  • Le fond du dé-isopentaniseur [3] est dirigé via la conduite (14) vers un dé-pentaniseur [4] de façon à récupérer en tête (flux 16) un fluide enrichi en n-pentane et contenant peu d'isopentane, qui est recyclé à la section de réaction d'isomérisation [1] via la conduite (16). On récupère en fond via la conduite (17), un flux (17) contenant principalement des hydrocarbures à 6 atomes de carbones ou plus (coupe C6+) qui alimente le dé-isohexaniseur [5].
  • Le dé-isohexaniseur [5] consiste en une colonne de séparation dont le produit de tête (19) est riche en composés ramifiés en C6, et dont une coupe intermédiaire (20) enrichie en n-hexane, prélevée en soutirage latéral, est recyclée à la section réactionnelle [1].
  • Le flux enrichi en iso-pentane (14), le produit de fond du de-isohexaniseur [5],et le produit de tête du de-isohexaniseur (19) peuvent être mélangés pour constituer le ou les produits du procédé.
  • Le dimensionnement de la colonne de fractionnement [4] et les conditions de fractionnement sont de préférence telles que le taux global de récupération en n-pentane (débit de n-pentane en tête de dé-pentaniseur [4] divisé par le débit de n-pentane en sortie de la section de réaction d'isomérisation [1] est typiquement supérieur à 80%. La teneur en hydrocarbures à 6 atomes de carbone ou plus en tête du dé-pentaniseur [4] est typiquement inférieure à 15%, de préférence inférieure à 10% poids.
  • Par rapport à l'état de l'art illustré sur la figure 1, cette première variante diminue la consommation énergétique du procédé car l'isopentane produit dans le réacteur d'isomérisation [1] n'est vaporisé qu'une seule fois avant d'être exporté, et le de-isopentaniseur [3] fractionne une coupe C5 enrichie en iC5, ce qui facilite ladite séparation.
  • Selon une deuxième variante du procédé pas selon l'invention (représentée par la figures 4), le dé-pentaniseur [4] et le dé-isopentaniseur [3] sont remplacés par une seule colonne [3] qui est un dé-isopentaniseur à 3 coupes permettant de séparer également le n-pentane.
    • le produit de tête (15) est un fluide enrichi en isopentane,
    • le flux intermédiaire (16) soutiré latéralement, via la conduite (16), est un fluide enrichi en n-pentane,
    • le produit de fond (17) est un fluide appauvri en iso et n-pentane contenant essentiellement des hydrocarbures à plus de 6 atomes de carbones. Ce flux de fond (17) alimente le dé-isohexaniseur [5]. La deuxième étape de séparation dans le dé-isohéxaniseur est réalisée de manière identique à la première variante selon l'invention.
  • Selon une troisième variante du procédé pas selon l'invention (représentée par la figure 5), l'effluent de la section de réaction d'isomérisation [1], une fois stabilisé par séparation des composés légers dans la colonne de stabilisation [2] est dirigé via la conduite (12) vers le dé-pentaniseur [4] de façon à récupérer en tête, via la conduite (21), une coupe C5 appauvrie en C6, et en fond via la conduite (17), un fluide contenant principalement des hydrocarbures à 6 atomes de carbones ou plus, qui alimente le dé-isohexaniseur [5]. La deuxième étape de séparation dans le dé-isohéxaniseur est réalisée de manière identique à la première variante selon l'invention.
  • La coupe C5 alimente, par la conduite (21), le dé-isopentaniseur [3] qui permet de soutirer en tête de colonne l'iso-pentane (15), et en fond le n-pentane (16) qui est recyclé vers la section réactionnelle [1].
    • Intégration thermique
  • Comme dans l'art antérieur, l'invention présente d'autres variantes selon diverses intégrations thermiques.
  • Le principe de ces intégrations thermiques consiste à choisir la pression opératoire d'une première colonne de façon à ce que la température de condensation en tête de cette colonne soit supérieure à la température de rebouillage d'une ou plusieurs autres colonnes du procédé.
  • L'échange de chaleur entre le condenseur de tête de la première colonne devant être refroidi, et le rebouilleur de fond d'une autre colonne devant être chauffé, se substitue alors au moins en partie, voire en totalité, à la consommation d'utilité froide utilisé en tête de la première colonne pour assurer son refroidissement, et à l'utilité chaude utilisée en fond de la deuxième colonne pour assurer son réchauffement.
  • Les termes « première colonne » et « autre colonne » sont génériques puisque c'est le choix de la colonne ayant la température au condenseur la plus élevée qui définit celle-ci comme première colonne.
  • Ainsi la figure 6 présente un exemple de mode d'intégration thermique entre le dé-pentaniseur [4], considéré comme la première colonne et le dé-isopentaniseur [3] considéré comme l'autre colonne, selon la première variante (représentée par la figure 3) du procédé selon l'invention.
  • La figure 6 présente ainsi un échange de chaleur entre le condenseur de la colonne [4] (dépentaniseur) et le rebouilleur de l'autre colonne [3] (dé-isopentaniseur). Tout autre couple de colonne pourrait-être envisagé, par exemple une intégration entre le condenseur du dé-isohéxaniseur [5] et le rebouilleur du dépentaniseur [4] ou encore entre le condenseur du dé-isohéxaniseur [5] et le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3] ou encore entre le condenseur du déisohexaniseur [5] et les deux rebouilleurs du dépentaniseur [4] et du dé-isopentaniseur [3]. L'une de ces colonnes peut également comprendre un soutirage intermédiaire (colonne de fractionnement en 3 coupes).
  • En résumé l'invention concerne un procédé d'isomérisation d'un naphta léger, ledit procédé comprenant une étape réactionnelle d'isomérisation [1], suivie d'une étape de stabilisation [2] des effluents réactionnels, et deux étapes de séparation par distillation du flux de fond issu de l'étape de stabilisation [2] :
    1. 1- une première étape de séparation par distillation (bloc 3+4) permettant de séparer les hydrocarbures à 5 atomes de carbone des composés plus lourds envoyés vers la seconde section de séparation [5], ladite première étape de séparation produisant les 3 coupes suivantes : a) une coupe enrichie en iso-pentane (15) qui est un produit du procédé, b) une coupe enrichie en n-pentane (16) qui est recyclée à la section réactionnelle [1], et c) une coupe enrichie en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) qui est dirigée vers une deuxième étape de séparation [5],
    2. 2- une deuxième étape de séparation [5] consistant en une colonne de séparation dont les produits de tête et de fond sont les produits de l'unité, à savoir un flux de tête (19) riche en composés ramifiés en C6, un flux de fond (18), et une coupe intermédiaire (20) enrichie en n-hexane, prélevée en soutirage latéral qui est recyclée à la section réactionnelle [1].
  • La première étape de séparation comprend deux colonnes un dé-isopentaniseur [3] et un dé-pentaniseur [4] disposées en série, c'est-à-dire que le flux de fond (14) du dé-isopentaniseur [3] alimente le dé-pentaniseur [4], le flux d'isopentane (15) sort en tête de la colonne [3], un flux enrichi en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) sort en fond de la colonne [4] et alimente le dé-isohexaniseur [5], et le flux de tête (16) de la colonne [4] est recyclé à l'unité d'isomérisation [1].
  • Selon une autre variante du procédé d'isomérisation pas selon l'invention, la première étape de séparation ne comprend qu'une seule colonne [3], dans laquelle le flux d'isopentane (15) sort en tête de la colonne [3], le flux enrichi en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) sortant en fond de ladite colonne [3] alimente la colonne du dé-isohexaniseur [5], et le soutirage intermédiaire (flux 16) est recyclé à l'unité d'isomérisation [1].
  • Selon une autre variante du procédé d'isomérisation pas selon l'invention, la première étape de séparation comprend les deux colonnes [4] et [3] disposées en série dans cet ordre, dans lesquelles le flux (12) issu de la colonne de stabilisation [2] alimente le dé-pentaniseur [4] dont on sort en tête le flux (21) qui alimente le dé-isopentaniseur [3], et dans lesquelles le flux de fond enrichi en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) du dé-pentaniseur [4] alimente le dé-isohexaniseur [5], le dé-isopentaniseur [3] produisant en tête le flux (15), riche en isopentane, et en fond le flux (16), riche en normal pentane, qui est recyclé à l'unité d'isomérisation [1].
  • Selon une autre variante du procédé d'isomérisation selon l'invention, un échange de chaleur est réalisé entre le condenseur d'une des colonnes [3], [4] ou [5] et le rebouilleur d'une des colonnes [3], [4] ou [5]. Selon un premier mode de réalisation de cette variante, l'échange de chaleur est réalisé entre le condenseur du dé-isohexaniseur [5] et soit le rebouilleur du dé-pentaniseur [4], soit le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3], soit les deux. Selon un deuxième mode de réalisation, l'échange de chaleur est réalisé entre le condenseur du dé-pentaniseur [4] et le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3].
    • EXEMPLES SELON L'INVENTION EXEMPLE 1 :
  • Cet exemple est basé sur la charge (10) dont la composition est détaillée au Tableau 1 ci-dessous : Tableau 1: composition de la charge
    Débit Massique kg/hr 37 249
    isobutane %pds 0%
    n-butane %pds 0%
    Isopentane %pds 3%
    n-pentane %pds 27%
    2,2-dimethyl-butane %pds 1%
    2,3-dimethyl-butane %pds 3%
    2-methyl-pentane %pds 15%
    2-methyl-hexane %pds 12%
    n-hexane %pds 27%
    cyclopentane %pds 2%
    methyl-cyclopentane %pds 5%
    benzène %pds 2%
    cyclohexane %pds 2%
  • La section réactionnelle est constituée de 2 réacteurs d'isomérisation fonctionnant en série. La température d'entrée des 2 réacteurs est de 120°C.
  • La pression d'entrée du réacteur 1 est de 35 bars absolus.
  • La pression d'entrée du deuxième réacteur est de 33 bars absolus.
  • Le catalyseur employé est constitué d'un support en alumine renfermant 7% en poids de chlore, et 0,23% en poids de platine et éventuellement d'autres métaux.
  • La vitesse spatiale est de 2,2h-1. Le ratio molaire hydrogène sur hydrocarbure est de 0,1/1.
  • Les pressions opératoires des colonnes sont choisies de façon à ce que la température de tête soit compatible avec les moyens de refroidissement usuellement disponibles (eau de refroidissement ou air à température ambiante).
  • Le taux de recyclage des pentanes est défini comme le débit du fluide enrichi en n-pentane recyclé à la section de réaction d'isomérisation divisé par le débit de charge fraiche.
  • Le taux de recyclage des hexanes est défini comme le débit du fluide enrichi en n-hexane recyclé à la section de réaction d'isomérisation divisé par le débit de charge fraiche.
  • A la fois pour le procédé selon l'art antérieur représenté par la figure 1, et pour le procédé représenté par la figure 3 et le procédé pas selon l'invention représenté par la figure 4, les taux de recyclage des pentanes et des hexanes sont choisis de façon à obtenir un débit constant à la section de réaction d'isomérisation [1], ce qui correspond à la même quantité de catalyseur pour une vitesse spatiale donnée dans le réacteur d'isomérisation [1],
  • Les produits (ou sorties) des procédés sont définis comme le mélange des produits de tête (19) et en fond (18) du dé-isohexaniseur [5], et le produit de tête (15) du dé-isopentaniseur [3] enrichi en isopentane.
  • Les compositions des produits obtenus sont résumées dans les tableaux 2 à 4 qui suivent : Tableau 2 : composition du produit issu du flux 19 (tête DiH)
    Figure 1 Figure 3 Figure 4
    Débit Massique kg/hr 21890 21855 21875
    i-pentane %pds 0 0 0
    n-pentane %pds 2 2 1
    2,2-dimethylbutane %pds 56 58 55
    2,3-dimethylbutane %pds 12 12 13
    2-methyl-pentane %pds 23 22 24
    2-methyl-hexane %pds 4 4 5
    cycloPentane %pds 2 2 2
    Tableau 3: composition du produit issu du flux 18 (fond DiH)
    Figure 1 Figure 3 Figure 4
    Débit Massique kg/hr 3166 3166 3166
    n-hexane %pds 5 5 5
    methyl-cyclopentane %pds 10 10 10
    cyclohexane %pds 50 51 52
    C7+ %pds 35 34 32
    Tableau 4 : composition du produit issu du flux 15 (tête DiP)
    Figure 1 Figure 3 Figure 4
    Débit Massique kg/hr 11 244 11 255 11 288
    butanes %pds 3 2 2
    iso-pentane %pds 94 94 92
    n-pentane %pds 3 3 5
  • Le tableau 5 ci-dessous compare les résultats obtenus avec les diverses variantes de schéma selon l'art antérieur et selon l'invention. Dans ce tableau 5, on utilise les notions suivantes :
    1. 1 : Rendement défini comme débit massique de produit divisé par débit de charge fraiche.
    2. 2 : échange thermique avec le fond de la colonne de stabilisation
    3. 3 : les plateaux d'alimentation et de soutirage sont repérés par leur numéro d'ordre, l'ensemble des plateaux étant numérotés à partir de 1 de haut en bas.
    Tableau 5 : comparaison des différents schémas
    Figure 1 (Art Antérieur) Figure 3 Figure 4
    Colonne de stabilisation [2]
    Nombre de plateaux théoriques 19 19 19
    Plateau d'alimentation [3] 7 7 7
    Puissance requise au rebouilleur. (MW) 4,9 4,9 4,8
    Taux de reflux / débit distillat 2.9 2.9 2.9
    Diamètre section supérieure (mm) 1250 1250 1250
    Diamètre section inférieure (mm) 2450 2450 2450
    De-isohexaniseur [5]
    Nombre de plateaux théoriques 62 62 62
    Plateau d'alimentation[3] 20 20 20
    Puissance requise au rebouilleur. (MW) 10,8 10,8 10,8
    Puissance requise au rebouilleur intermédiaire (MW, plateau 41)[2] 2,6 2,6 2,6
    Taux de reflux / distillat 5,9 5,6 6,0
    Plateau de soutirage intermédiaire[3] 38 38 38
    Diamètre. (mm) 3500 3500 3500
    De-pentaniseur [4]
    Nombre de plateaux théoriques 27 27 N/A
    Plateau d'alimentation[3] 13 13 N/A
    Puissance requise au rebouilleur. (MW) 7,63 6,8 N/A
    Taux de reflux / distillat 4,5 11,1 N/A
    Diamètre. (mm) 2900 2750 N/A
    De-isopentaniseur [3]
    Nombre de plateaux théoriques 52 42 59
    Plateaux d'alimentation [3] 23/50 29 42
    Puissance requise au rebouilleur. (MW) 9,2 9,1 9,3
    Taux de reflux / distillat 5,8 9,0 9,1
    Plateaux de soutirage intermédiaire [3] N/A N/A 29
    Diamètre. (mm) 2450 2750 2900
    Taux de recyclage des pentanes 0,67 0,67 0,60
    Taux de recyclage des hexanes 0,49 0,20 0,26
    Indices Octane recherches du produit 89,68 89,87 89,52
    Rendement [1] 0,975 0,974 0,975
    Débit massique au réacteur d'isomérisation (kg/hr) 70388 70659 70298
    Puissance totale de rebouillage (MW) 32,5 31,6 24,9
  • Le tableau 5 permet de tirer les conclusions suivantes :
    1. 1. Le schéma avec un dé-isopentaniseur et un dé-pentaniseur (figure 3) comparé à l'art antérieur avec ces mêmes colonnes (figure 1) présente des dimensions de colonnes et des besoins en utilités chaudes moindre. Ceci conduit nécessairement à des coûts d'investissement et d'opération moins importants. De plus l'indice d'octane obtenu est meilleur.
    2. 2. Le schéma selon la figure 4, à une seule colonne [3] remplissant le rôle de dé-isopentaniseur et de dé-pentaniseur, et 3 coupes extraites de ladite colonne, présente un avantage en termes d'investissement par rapport à la mise en œuvre en deux colonnes distinctes, et démontre, pour un indice d'octane et un rendement proches de l'art antérieur, une forte diminution des besoins en utilités chaudes.
    EXEMPLE 2 :
  • Les conditions opératoires de la section réactionnelle sont inchangées par rapport à l'exemple 1.
  • Le tableau 6 ci-dessous présente les résultats d'une intégration thermique entre le dé-isohexaniseur [5] et les dé-isopentaniseur [3] et dé-pentaniseur [4] selon l'invention.
  • Dans le schéma de la figure 3, le dé-isohexaniseur [5] est opéré à une pression de 8 bar absolus, la température de condensation de la tête de colonne est alors de 127°C. Un échange de chaleur est alors possible entre cette tête colonne et le rebouilleur du dé-pentaniseur [4] opéré à 87°C et le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3] opéré à 109°C.
  • Dans le schéma de la figure 4, le dé-isohexaniseur [5] est opéré à une pression de 8 bar, la température de condensation de la tête de colonne est alors de 127°C. Un échange de chaleur est alors possible entre cette tête de colonne et le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3] opéré à 115°C. Tableau 6 : résultats de l'intégration thermique selon l'exemple 2
    Figure 3 avec intégration thermique DiH avec DP et DiP (invention) Figure 4 avec intégration thermique DiH avec DiP 3 coupes
    Colonne de stabilisation [2]
    Nombre de plateaux théoriques 19 19
    Puissance requise au rebouilleur. (MW) 4,9 4,8
    Taux de reflux / distillat 2,9 2,9
    Diamètre section supérieure (mm) 1250 1250
    Diamètre section inférieure (mm) 2450 2450
    De-isohexaniseur [5]
    Nombre de plateaux théoriques 87 87
    Plateau d'alimentation 27 27
    Puissance requise au rebouilleur. (MW) 16,5 15,3
    Puissance requise au rebouilleur intermédiaire (MW, plateau 59)[3] 0,8 0,9
    Taux de reflux / distillat 8,5 8,5
    Plateaux de soutirage intermédiaire 56 56
    Diam. (mm) 3500 3500
    De-pentaniseur[4]
    Nombre de plateaux théoriques 27 N/A
    Plateau d'alimentation 13 N/A
    Puissance requise au rebouilleur. (MW)[1] 6,8 N/A
    Taux de reflux / distillat 11,2 N/A
    Diam. (mm) 2750 N/A
    De-isopentaniseur [3]
    Nombre de plateaux théoriques 42 59
    Plateau d'alimentation 30 42
    Puissance requise au rebouilleur. (MW)[1] 8,1 10,2
    Taux de reflux / distillat 9,7 11,3
    Plateaux de soutirage intermédiaire N/A 29
    Diam. (mm) 2900 3200
    Taux de recyclage des pentanes 0,67 0,59
    Taux de recyclage des hexanes 0,19 0,27
    Indices Octane recherches du produit 89,64 89,50
    Rendement [2] 0,974 0,976
    Débit massique au réacteur d'isomérisation (kg/hr) 70600 70597
    Puissance totale de rebouillage (MW) 21,4 20,1
    Dans le tableau 6 on utilise les notions suivantes :
    1 : besoin couverts par la condensation du en tête de de-isohexaniseur [5] sans le recours à une utilité chaude.
    2 : Rendement défini comme débit massique de produit divisé par débit de charge fraiche
    3 : échange thermique avec le fond de la colonne de stabilisation [2]
  • Les besoins en utilités chaudes du schéma selon la figure 3 sont diminués de 10,2 MW (31,6 MW à 21,4 MW).
  • Les besoins en utilités chaudes du schéma selon la figure 4 sont diminués de 4,8 MW (24,9 MW à 20,1 MW).
  • Moyennant un surinvestissement modéré pour la colonne de DIH [5], ces intégrations thermiques permettent sans altérer les performances de l'unité, de réduire significativement les coûts opératoires.
    • EXEMPLE 3 :
  • Les conditions opératoires de la section réactionnelle [1] sont inchangées par rapport à l'exemple 1. Le schéma de procédé est celui de la figure 3 complété par l'intégration thermique détaillée sur la figure 6.
  • Le dé-pentaniseur [4] est opéré à une pression de 11 bar absolu, la température de condensation de la tête de colonne est alors de 123°C, Un échange de chaleur est alors possible entre cette tête colonne et le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3] opéré à 109°C. Le tableau 7 détaille les résultats obtenus.
  • Dans le tableau 7 on utilise les notions suivantes :
    1. 1 : dont 7,5MW couverts par la condensation du en tête de de-isohexaniseur sans le recours à une utilité chaudes.
    2. 2 : besoin couverts par la condensation en tête de de-isohexaniseur sans le recours à une utilité chaude.
    3. 3 : échange thermique avec le fond de la colonne de stabilisation
    Tableau 7 : résultats de l'intégration thermique selon l'exemple 3
    Figure 3 +6 avec intégration thermique DiP avecDP (Invention)
    Colonne de stabilisation [2]
    Nombre de plateaux théoriques 19
    Plateau d'alimentation 7
    Puissance requise au rebouilleur. (MW) 4,9
    Taux de reflux / distillat 2,9
    Diamètre section supérieure (mm) 1250
    Diamètre section inférieure (mm) 2450
    De-isohexaniseur [5]
    Nombre de plateaux théoriques 62
    Plateau d'alimentation 20
    Puissance requise au rebouilleur. (MW) 9,7
    Duty rebouilleur intermédiaire (plateau 40) [3] 2,6
    Taux de reflux / distillat 6,5
    Plateaux de soutirage intermédiaire 38
    Diamètre, (mm) 3700
    De-pentaniseur [4]
    Nombre de plateaux théoriques 43
    Plateau d'alimentation 21
    Puissance requise au rebouilleur. (MW) 9,8
    Taux de reflux / distillat 12,5
    Diamètre. (mm) 3000
    De-isopentaniseur [3]
    Nombre de plateaux théoriques 42
    Plateaux d'alimentation 29
    Puissance requise au rebouilleur. (MW) 9,1[1]
    Taux de reflux / distillat 9.0
    Plateaux de soutirage intermédiaire N/A
    Diamètre. (mm) 2750
    Taux de recyclage des pentanes 0,67
    Taux de recyclage des hexanes 0,20
    Indices Octane recherches du produit 89,52
    Rendement [2] 0,975
    Débit massique au réacteur d'isomérisation (kg/hr) 70787
    Puissance totale de rebouillage (MW) 26,0
  • Les besoins en utilités chaudes du schéma selon la figure 6 sont diminués de 5,6 MW (31,6 MW à 26,0 MW).
  • Moyennant un surinvestissement modéré pour le de-pentaniseur [4], cette intégration thermique permet, sans altérer les performances de l'unité, de réduire significativement son coût opératoire.

Claims (1)

  1. Procédé d'isomérisation d'un naphta léger, le dit procédé comprenant une étape réactionnelle d'isomérisation [1], ladite étape se déroulant aux conditions suivantes :
    - température comprise entre 110 et 240 °C,
    - pression, de 2 à 35 bars (1 bar = 0,1MPa), et
    - rapport molaire hydrogène/hydrocarbures, compris entre 0,1/1 et 1/1,
    - vitesse spatiale de 1 à 4 h-1.
    les catalyseurs utilisés étant constitués d'un support en alumine de haute pureté renfermant de préférence 2 à 10 % en poids de chlore, de 0,1 à 0,40 % en poids de platine, et éventuellement d'autres métaux, ladite étape d'isomérisation étant suivie d'une étape de stabilisation [2] des effluents réactionnels, et de deux étapes de séparation par distillation du flux de fond issu de l'étape de stabilisation [2] placées en aval de l'étape de stabilisation (2):
    1-une première étape de séparation par distillation (bloc 3+4) permettant de séparer les hydrocarbures à 5 atomes de carbone des composés plus lourds envoyés vers la seconde section de séparation par distillation [5], ladite première étape de séparation comprenant deux colonnes un dé-isopentaniseur [3] et un dé-pentaniseur [4] disposées en série, c'est-à-dire que le flux de fond (14) du dé-isopentaniseur [3] alimente le dé-pentaniseur [4], le flux d'isopentane (15) sort en tête de la colonne [3], un flux enrichi en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) sort en fond de la colonne [4] et alimente le dé-isohexaniseur [5], et le flux de tête (16) de la colonne [4] est recyclé à l'unité d'isomérisation [1] et produisant les 3 coupes suivantes : a) une coupe enrichie en iso-pentane (15) qui est un produit du procédé, b) une coupe enrichie en n-pentane (16) qui est recyclée à la section réactionnelle [1], et c) une coupe enrichie en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) qui est dirigée vers une deuxième étape de séparation [5],
    2-une deuxième étape de séparation [5] consistant en une colonne de séparation dont les produits de tête et de fond sont les produits de l'unité, à savoir un flux de tête (19) riche en composés ramifiés en C6, un flux de fond (18), et une coupe intermédiaire (20) enrichie en n-hexane, prélevée en soutirage latéral qui est recyclée à la section réactionnelle [1], procédé d'isomérisation dans lequel un échange de chaleur est réalisé :
    - entre le condenseur du dé-isohexaniseur [5] et, soit le rebouilleur du dé-pentaniseur [4], soit le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3], soit les deux et,
    - entre le condenseur du dé-pentaniseur [4] et le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3].
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