EP4204135A1 - Reacteur-echangeur integre a deux etages de lits fixes en serie et procede associe - Google Patents

Reacteur-echangeur integre a deux etages de lits fixes en serie et procede associe

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Publication number
EP4204135A1
EP4204135A1 EP21762058.2A EP21762058A EP4204135A1 EP 4204135 A1 EP4204135 A1 EP 4204135A1 EP 21762058 A EP21762058 A EP 21762058A EP 4204135 A1 EP4204135 A1 EP 4204135A1
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EP
European Patent Office
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reactor
exchanger
fixed bed
reactants
outlet
Prior art date
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Pending
Application number
EP21762058.2A
Other languages
German (de)
English (en)
Inventor
Alain BENGAOUER
Albin Chaise
Julien Cigna
Michel Jouve
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.)
Commissariat a lEnergie Atomique et aux Energies Alternatives CEA
Original Assignee
Commissariat a lEnergie Atomique CEA
Commissariat a lEnergie Atomique et aux Energies Alternatives CEA
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Filing date
Publication date
Application filed by Commissariat a lEnergie Atomique CEA, Commissariat a lEnergie Atomique et aux Energies Alternatives CEA filed Critical Commissariat a lEnergie Atomique CEA
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    • B01J19/24—Stationary reactors without moving elements inside
    • B01J19/2455—Stationary reactors without moving elements inside provoking a loop type movement of the reactants
    • B01J19/2465—Stationary reactors without moving elements inside provoking a loop type movement of the reactants externally, i.e. the mixture leaving the vessel and subsequently re-entering it
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
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    • B01J8/0411—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds the fluid passing successively through two or more beds the fluid flow within the beds being predominantly horizontal through two or more cylindrical annular shaped beds the beds being concentric
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    • B01J8/0446—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds the fluid passing successively through two or more beds the flow within the beds being predominantly vertical
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    • B01J2208/00106—Controlling the temperature by indirect heat exchange
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    • B01J2208/00176—Controlling the temperature by indirect heat exchange with heat exchange elements outside the bed of solid particles outside the reactor
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    • B01J2208/00008—Controlling the process
    • B01J2208/00017—Controlling the temperature
    • B01J2208/00389—Controlling the temperature using electric heating or cooling elements
    • B01J2208/00407—Controlling the temperature using electric heating or cooling elements outside the reactor bed
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10L—FUELS NOT OTHERWISE PROVIDED FOR; NATURAL GAS; SYNTHETIC NATURAL GAS OBTAINED BY PROCESSES NOT COVERED BY SUBCLASSES C10G OR C10K; LIQUIFIED PETROLEUM GAS; USE OF ADDITIVES TO FUELS OR FIRES; FIRE-LIGHTERS
    • C10L3/00—Gaseous fuels; Natural gas; Synthetic natural gas obtained by processes not covered by subclass C10G, C10K; Liquefied petroleum gas
    • C10L3/06—Natural gas; Synthetic natural gas obtained by processes not covered by C10G, C10K3/02 or C10K3/04

Definitions

  • the present invention relates to the field of catalytic reactors.
  • the invention relates to a catalytic synthesis reactor-exchanger. It finds a particularly advantageous application in the field of catalytic reactors using solid catalysts and dedicated to exothermic or endothermic reactions. More specifically, the invention allows the implementation of processes for the synthesis of fuels and fuels (SNG: synthetic natural gas from English Synthetic Natural Gas, DME: dimethyl ether, MeOH: Methanol) from hydrogen and carbon oxides or from synthesis gas (mixture of hydrogen and carbon oxides).
  • SNG synthetic natural gas from English Synthetic Natural Gas
  • DME dimethyl ether
  • MeOH Methanol
  • Catalytic reactors are the subject of many industrial achievements.
  • Conventional architectures of catalytic systems include several conversion reactors arranged in series or in parallel as well as gas preheating, reactor cooling and cooling and condensation of the gases after reaction using a circulation of fluid: generally a thermal oil, water or molten salts.
  • Fluidized bed reactors which offer the advantage of good thermal homogeneity in the reactor which avoids hot spots, but requires a larger reactor volume than in the case of plug-flow fixed beds.
  • the catalyst is in the form of fine particles whose attrition must be controlled.
  • Adiabatic fixed bed reactors placed in cascade in which the exothermicity is then generally managed by a dilution of the reactants at the inlet of the first reaction stage (for example by recirculation of the products) and by the installation of heat exchangers intended cooling the reactant-product mixture between the various reactors.
  • This architecture has the advantage of manufacturing simplicity, but makes thermal control difficult and requires the use of catalysts that are stable at high temperature.
  • Reactor-exchangers in which the chemical reaction takes place within a reactive channel continuously cooled by a heat transfer fluid, most of these reactors are of the shell-tube type, the reaction occurring in the reaction tubes cooled at the periphery by a heat bath. Depending on the technology chosen for cooling, these reactors can be isothermal or anisothermal.
  • Document US Pat. No. 4,298,694 discloses a device combining an adiabatic fixed-bed reactor and an isothermal reactor-exchanger, each of which treats part of the gas inlet stream in order to recover the heat of reaction in the form of superheated steam (obtained by a exchanger connected at the outlet of the adiabatic stage) while producing a gas with a high methane content thanks to the low temperature obtained at the outlet of the isothermal reactor.
  • An object of the present invention is therefore to provide a reactor system whose energy efficiency is optimized to allow its use in small-scale installations and/or using renewable energy as an energy source.
  • the invention provides a catalytic synthesis reactor-exchanger comprising a first reactor capable of receiving a first fixed bed of catalyst, and a second reactor capable of receiving a second fixed bed of catalyst, the first reactor and the second reactor being arranged in series, characterized in that the second reactor is arranged inside the first reactor so that the second reactor is in contact with the first fixed catalyst bed of the first reactor to ensure heat exchange between the first reactor and the second reactor.
  • the heat exchange is direct.
  • the heat exchange does not require heat transfer fluid.
  • the reactor-exchanger according to the invention thus makes it possible to thermally integrate the heating and reaction functions of the two reactors of the reactor-exchanger.
  • the integration of the heating and reaction functions is also mechanical.
  • the second reactor being arranged inside the first to form a single reactor-exchanger and therefore limit heat losses and increase the compactness of the assembly.
  • the advantage of the present invention is on the one hand the absence of heat transfer fluid, preferably other than the ambient air, on the other hand the simplicity and compactness since a single component makes it possible to ensure the four heating functions and reaction for two reactors.
  • the reactor-exchanger makes it possible to guarantee a maximum conversion rate, good selectivity and good temperature control so as to limit the deactivation of the catalysts.
  • the reactor-exchanger can also have a heating module arranged outside the first reactor.
  • Another aspect relates to a catalytic synthesis process in a catalytic synthesis exchanger reactor as described above comprising
  • FIG. 1 represents a perspective view of a reactor-exchanger according to the invention.
  • Figure 2 a longitudinal sectional view of a reactor-exchanger according to Figure 1.
  • FIG. 3 represents an axisymmetric geometric model of a two-stage integrated reactor-exchanger according to FIG. 2.
  • the ordinate axis represents the distance along the longitudinal axis of the first reactor, the inlet of the second reactor being the point 0
  • the abscissa axis represents the distance along the radial axis of the reactor-exchanger, the center of the first reactor being the point 0.
  • Figure 4 shows a temperature map for a GHSV (Gas hourly space velocity) of 2270h-1 according to the model in Figure 4.
  • FIG. 5 represents a simulation of the evolution of the temperature at the center of each fixed bed and of the conversion rate along the two reactors for GHSVs of 750, 1510, 2270 and 3020 h-1.
  • Figure 6 represents a simulation of the evolution of the temperature in the center of the first fixed bed, 4 cm from its proximal end for different powers from 50 to 250 W
  • the catalytic synthesis reactor-exchanger 1 comprises a connection circuit 24 configured to ensure the fluid connection of the first reactor 2 to the second reactor 3, the connection circuit 24 being arranged outside the first reactor.
  • the first reactor 2 comprises an inlet 12 configured to ensure the entry of reactants into the first reactor 2 and an outlet 13 configured to ensure the outlet of unreacted products and/or reactants out of the first reactor 2
  • the second reactor 3 comprises an inlet 14 configured to ensure the entry into the second reactor (3) of all or part of unreacted reactants and/or reactants from the first reactor 2 and/or products from the first reactor 2 and an outlet 15 of unreacted products and/or reactants from the second reactor 3, the outlet 13 of the first reactor 2 is fluidically connected to the inlet 14 of the second reactor 3 by the connection circuit .
  • the inlet 12 of the first reactor 2 and the inlet 14 of the second reactor 3 are arranged at a first end, respectively of the first reactor 2 and of the second reactor 3, the outlet 13 of the first reactor 2 and the outlet 15 of the second reactor 3 are arranged at a second end, respectively of the first reactor 2 and of the second reactor 3 opposite the first end.
  • the catalytic synthesis reactor-exchanger 1 comprises a processing module arranged at the output of the first reactor 2 on the connection circuit 24 configured to ensure processing of unreacted products and/or reactants at the output of the first reactor 2 before their introduction into the second reactor 3.
  • the second reactor and the first reactor are concentric.
  • the first reactor comprises a first tube defining an interior volume configured to receive the second reactor and the first fixed bed of catalyst.
  • the first fixed bed is in contact with the second reactor.
  • the contact is configured to provide heat exchange between the first fixed bed and the second reactor.
  • the transfer of thermal energy can be done either from the first fixed bed which transfers calories, resulting from an exothermic reaction or from heating to the second reactor or vice versa from the second reactor to the first fixed bed.
  • the first reactor comprises an inlet configured to ensure the entry of reactants into the first reactor and an outlet configured to ensure the outlet of unreacted products and/or reactants from the first reactor, advantageously the inlet and the outlet being arranged radially on the first tube.
  • the reactants are introduced into the first reactor 2 advantageously in the gaseous state, preferably the various reactants being already mixed.
  • the unreacted products and/or reactants are advantageously in the gaseous state.
  • the second reactor comprises a second tube arranged in the interior volume of the first reactor and defining an interior volume configured to receive the second fixed bed of catalyst.
  • the second reactor comprises an inlet configured to ensure the entry into the second reactor of all or part of the reactants and/or unreacted reactants originating from the first reactor and/or products originating from the first reactor and an outlet for unreacted products and/or reactants from the second reactor, advantageously the inlet and the outlet are arranged radially or axially on the second tube.
  • the reactants and/or products introduced into the second reactor 3 are advantageously in the gaseous state.
  • the unreacted products and/or reactants are advantageously in the gaseous state.
  • a proximal end of the first fixed catalyst bed arranged facing the inlet of the first reactor is axially offset with respect to a proximal end of the second fixed catalyst bed arranged facing the inlet of the second reactor, preferably offset along the longitudinal axis 20 of the first reactor 2.
  • Said ends are offset along a longitudinal axis extending parallel to the main direction of the first reactor and the second reactor.
  • the main direction of the first reactor and of the second reactor is understood as the direction in which the largest dimension of said reactors extends.
  • the first fixed bed comprises two opposite ends, including a proximal end and a distal end.
  • the second fixed bed comprises two opposite ends, including a proximal end and a distal end.
  • the proximal end of the first fixed bed is arranged upstream of the proximal end of the second fixed bed.
  • the cooling of the first fixed bed is carried out by heat transfer of calories from the first fixed bed to the second reactor.
  • the reactor-exchanger comprises a heating module arranged in direct contact with the exterior of the first reactor.
  • the heating module is arranged on a first portion of the first tube of the first reactor of dimension less than the total length of the first tube of the first reactor.
  • the reactor-exchanger comprises a condensation module arranged at the outlet of the first reactor configured to ensure the condensation of water produced in the first reactor.
  • the reactor-exchanger comprises a phase separation device arranged at the outlet of the condensation module configured to separate the liquid phase from the gaseous phase intended to be reintroduced into the second reactor.
  • the synthesis process comprises the heating of a first portion of the first reactor by a heating module, preferably, the heating is carried out before, during and/or after the injection of reactants into the first reactor via an inlet.
  • the synthesis process comprises the circulation of the products and/or of the unreacted reactants in the first reactor 2 and in the second reactor 3 in co-current.
  • the synthesis process comprises the circulation of the unreacted products and/or reactants coming from the first reactor 2 in a connection circuit 24 arranged outside the first reactor 2 and fluidly connected to the inlet 14 the second reactor 3.
  • the synthesis process comprises the condensation of the products resulting from the first reactor before injection into the second reactor by a condensation module.
  • the synthesis process comprises the separation of a liquid phase and a gaseous phase after condensation and before the injection of the gaseous phase into the second reactor by a phase separation device.
  • Upstream and downstream at a given point are taken with reference to the direction of fluid circulation.
  • the invention relates to a reactor-exchanger 1 for the implementation of catalytic synthesis reactions.
  • the reactor-exchanger 1 according to the invention comprises at least two reactors.
  • a first reactor 2 configured to receive a first fixed bed of catalyst 7.
  • the first reactor 2 comprises a reaction chamber receiving the first fixed bed of catalyst 7.
  • the first reactor 2 is intended to be the seat of at least one catalytic reaction.
  • the first reactor 2 comprises an inlet 12 and an outlet 13.
  • the inlet 12 is intended to allow the entry of the reactants into the first reactor 2.
  • the reactants come into contact with the first fixed bed of catalyst 7.
  • the outlet 13 is intended to allow the products of the catalytic reaction and possibly the unreacted reactants to leave the first reactor 2.
  • the inlet 12 opens outside the first reactor 2 to allow reactants to be brought into the first reactor 2.
  • the outlet 13 opens outside the first reactor 2 to allow the products and/or unreacted reactants to leave the first reactor 2.
  • the reactor-exchanger 1 comprises a second reactor 3 configured to receive a second fixed bed of catalyst 11.
  • the second reactor 3 comprises a reaction chamber receiving the second fixed bed of catalyst 11.
  • the second reactor 3 is intended to be the seat of at least one catalytic reaction.
  • the second reactor 3 comprises an inlet 14 and an outlet 15.
  • the inlet 14 is intended to allow the entry of all or part of the unreacted reactants from the first reactor 2 into the second reactor 3 and/or or all or part of the products from the first reactor 2.
  • the reactants and/or products come into contact with the second fixed bed of catalyst 11.
  • the outlet 15 is intended to allow the products of the catalytic reaction to leave and optionally unreacted reactants outside the second reactor 3.
  • the inlet 12 leads to the outside of the first reactor 2 to allow reactants to be brought into the first reactor 2.
  • the outlet 13 opens outside the first reactor 2 to allow the outlet of the products and/or unreacted reactants out of the first reactor 2.
  • first reactor 2 and the second reactor 3 are arranged in series.
  • the flow of reactants and/or products circulates in the first reactor 2 then in the second reactor 3.
  • the first reactor 2 corresponds to a first reaction stage while the second reactor 3 corresponds to a second reaction stage.
  • the first reactor 2 and the second reactor are fluidically connected.
  • the outlet 13 of the first reactor 2 is fluidly connected to the inlet 14 of the second reactor 3.
  • the exchanger reactor 1 comprises a fluidic connection circuit 24 ensuring the fluidic connection between the outlet 13 of the first reactor 2 and the inlet 14 of the second reactor 3.
  • the connection circuit 24 is arranged at the outside of the first reactor 2.
  • the connection circuit 24 thus makes it possible to ensure the connection in series of the first reactor 2 and of the second reactor 3 while advantageously making it possible to propose a module for processing the products and/or reagents originating from the first reactor 2 before their introduction into the second reactor 3.
  • the presence of the connection circuit 24 makes it possible to put the first reactor 2 and the second reactor 3 in series, the two inlets 12, 14 of which are advantageously arranged opposite the outputs 13, 15.
  • the configuration of the inputs 12,14 and the outputs 13,15 with the presence of the connection circuit 24 makes it possible to propose a co-current circulation within the reactors 2, 3.
  • the co-current circulation makes it possible to ensure cooling of the unreacted products and/or reactants and of the reactors near their respective outlets. It is in fact preferred according to this embodiment of the invention, that at the outlet 13 of the first reactor 2, the unreacted products and/or reactants are cooled with respect to the inlet temperature in order to be advantageously treated by a processing module arranged on the connection circuit 24 to thus make it possible to shift the thermodynamic equilibrium before injecting the products and/or reagents and/or unreacted reagents into the second reactor 3 to obtain a rate improved conversion.
  • the first reactor 2 and the second reactor 3 are in direct thermal contact so that the thermal energy circulates between the first reactor 2 and the second reactor 3, for example by direct conduction and advantageously without requiring the use of coolant.
  • the second reactor 3 is arranged inside the first reactor 2. This arrangement ensures optimum compactness while allowing efficient thermal management for the catalytic synthesis.
  • the first reactor 2 comprises an enclosure, such as for example a tube 4, defining an interior volume.
  • the first reactor 2 defines an interior volume receiving the second reactor 3.
  • the connection circuit 24 is arranged outside the interior volume of the first reactor.
  • the connection circuit 24 is arranged outside the enclosure.
  • the outlet 12 of the first reactor 2 is configured to emerge outside the interior volume defined by the first reactor 2.
  • the inlet of the second reactor 3 is configured to emerge outside the interior volume defined by the first reactor 2.
  • first reactor 2 and the second reactor 3 are fluidically connected only by the outlet 13 of the first reactor 2 and the inlet 14 of the second reactor 3.
  • the second reactor 3 is arranged in the reaction chamber of the first reactor 2.
  • the second reactor 3 is arranged at least partially in direct contact with the first catalytic fixed bed 7. The direct contact ensures heat transfer between the first fixed bed and the second reactor.
  • the first reactor 2 and the second reactor 3 are concentric.
  • the reactor-exchanger 1 can comprise a third reactor ensuring the reaction of all or part of the products and/or reactants which have not reacted in the previous reactors 2, 3.
  • the third reactor preferably corresponds to a third reaction stage which would be arranged for example in the second reactor in the same way as the second reactor 3 is arranged in the first reactor 2, or else around the first reactor 2.
  • the first reactor 2 comprises a tube 4 defining an interior volume in which is arranged a first fixed bed of catalyst 7.
  • the second reactor 3 comprises a tube 8 defining an interior volume in which is arranged a second fixed bed of catalyst 11.
  • the first fixed bed 7 and/or the second fixed bed 11 of catalyst is preferably a solid catalyst in powder form.
  • a finely dispersed nickel based catalyst on a porous alumina support such as a 20% nickel on gamma alumina catalyst can be used.
  • the catalyst can also be deposited on structures inserted in the reactive channels, it can be metallic or ceramic foams, honeycomb or fibers.
  • the first reactor 2 and the second reactor 3 are made of metal. More precisely the tubes 4 and 8 are made of metal configured to be a good thermal conductor.
  • the tube 8 of the second reactor 3 is arranged in the internal volume of the tube 4 of the first reactor 2.
  • the tubes 4 and 8 are concentric.
  • the tubes 4 and 8 are of circular section.
  • the reactor-exchanger 1 thus comprises two coaxial cylinders. Tubes 4 and 8 each define a channel-shaped reaction chamber.
  • the tubes 4, 8 each have two opposite ends. The end close to which the reagents and/or products enter is said to be proximal, while the end close to which the products and/or reagents leave is said to be distal.
  • the size of the tubes 4 and 8 and their length are chosen in connection with the activity of the catalyst to allow the formation of a temperature peak at the start of the first reaction stage, while limiting this peak below the temperature limit at which catalyst degradation would be too rapid.
  • the diameter of the first tube 4 is, for example, chosen between 15 and 50 mm and preferably between 25 and 35 mm.
  • the diameter of the second tube 8 is, for example, chosen between 5 and 20 mm and preferably between 10 and 15 mm.
  • the length of the tubes 4 and 8 is for example chosen between 100 and 500 mm and preferably between 200 and 300 mm.
  • the inlet 12 and the outlet 13 of the first reactor 2 are arranged near each end of the tube 4.
  • the inlet 14 and the outlet 15 of the second reactor 3 are arranged near each end of the tube 8.
  • the use of the length of the tubes 4, 8 is optimized.
  • the inlet 12 of the tube 4 of the first reactor 2 is arranged radially on the tube 4.
  • the flow of reagents in the inlet 12 takes place in a direction radial to the tube 4, preferably perpendicular to the longitudinal axis 20 of the reactor .
  • the outlet 13 of the tube 4 of the first reactor 2 is arranged radially on the tube 4.
  • the flow of unreacted products and/or reagents in the outlet 13 takes place in a direction radial to the tube 4.
  • the inlet 12 and/or the outlet 14 can be arranged axially, that is to say the direction of the flow being parallel to the longitudinal axis 20 of the reactor.
  • the inlet 14 of the tube 8 of the second reactor 3 is arranged axially on the tube 8.
  • the flow of reagents in the inlet 14 takes place in a direction axially to the tube 8.
  • the outlet 15 of the tube 8 of the second reactor 3 is arranged axially on the tube 8.
  • the flow of products and/or unreacted reactants in the outlet 15 takes place in a direction axial to the tube 8.
  • the inlet 14 and/or outlet 15 can be arranged radially, that is to say the direction of the flow being perpendicular to the longitudinal axis 20 of the reactor.
  • the first fixed bed 7 is arranged in the annular space between the internal wall 6 of the first tube 4 and the external wall 9 of the second tube 8.
  • the internal wall 6 of the first tube 4 and the external wall 9 of the second tube 8 are full.
  • they are not perforated.
  • they are not permeable.
  • the first fixed bed 7 is arranged in the first reaction chamber.
  • the first reactor 2 comprises two porous plugs 19 arranged in the internal volume of the tube 4 and ensuring the maintenance of the first fixed bed 7 in the tube 4.
  • a porous plug 19 is arranged at each end of the first fixed bed 7.
  • proximal end of the first fixed bed 7 corresponds to the inlet of the reagents and the distal end of the first fixed bed 7 corresponds to the outlet of the reagents and/or products.
  • the inlet 12 of the first reactor 2 and the inlet 14 of the second reactor are arranged at the proximal end respectively of the first fixed bed 7 and of the second fixed bed 8 while the outlet 13 of the first reactor 3 and the outlet 15 of the second reactor 3 are arranged at the distal end respectively of the first fixed bed 7 and of the second fixed bed 8.
  • the porous plugs 19 are configured to allow the flows of reactants and/or products to pass and to prevent the passage of the fixed bed of catalyst.
  • the porous plugs 19 can be porous structures or grids.
  • the streams of reactants and/or products are gas streams.
  • the second fixed bed 11 is arranged in the internal volume of the second tube 8.
  • the second fixed bed 11 is arranged in the second reaction chamber.
  • the second reactor 3 comprises two porous plugs 19 arranged in the internal volume of the tube 8 and ensuring the maintenance of the second fixed bed 11 in the tube 8.
  • a porous plug 19 is arranged at each end of the second fixed bed 11. proximal end of the second fixed bed 11 corresponds to the inlet of the reagents and the distal end of the second fixed bed 11 corresponds to the outlet of the reagents and/or products.
  • the proximal end of the first fixed bed 7 is offset axially relative to the proximal end of the second fixed bed 11.
  • the proximal ends of the first and second fixed beds 7, 11 are offset along the longitudinal axis 20 of the reactor-exchanger 1.
  • the proximal end of the first second fixed bed 7 is more proximal than the proximal end of the second fixed bed 11.
  • the proximal end of the first fixed bed 7 is arranged upstream of the end proximal to the second fixed bed 11.
  • the axial offset between the two proximal ends of the two fixed beds of catalyst 7, 11 is, for example, chosen in the range 0-100 mm and preferably in the range 10-50 mm.
  • the reactor-exchanger 1 does not include a preheating module external to the first reactor 2 or second reactor 3.
  • the reactants are advantageously introduced at room temperature.
  • the reactor-exchanger limits energy consumption and cost by reducing the number of organs required.
  • the reactor-exchanger 1 advantageously comprises a heating module 16 configured to provide thermal energy to the reactor-exchanger 1.
  • the heating module 16 is not a heat transfer fluid.
  • the heating module 16 comprises a heating element such as an electrical resistor.
  • a heating collar is arranged at the periphery of the reactor-exchanger 1.
  • the heating module 16 is arranged in direct contact with the first reactor 2. More specifically, the heating module 16 is arranged in contact with the wall 5 of tube 4 of first reactor 2.
  • Heating module 16 may comprise one or more heating elements that can be arranged along outer wall 5 of first tube 4.
  • the heating module 16 is arranged on only a portion of the first reactor 2.
  • the heating module 16 is arranged on a first portion 17 of the tube 4 of the first reactor.
  • the first portion 17 is advantageously of longitudinal dimension less than that of the first fixed bed 7, only a portion 17 of the first fixed bed 7 is thus heated.
  • the first portion 17 represents one third of the longitudinal dimension of the first fixed bed 7.
  • the portion of the tube 4 which does not include the heating module 16 is the second portion 18.
  • the first portion 17 receiving the heating module 16 corresponds to the axial offset of the proximal ends of the first and second fixed beds 7, 11.
  • the proximal end of the second fixed bed 11 is arranged at the level of the second portion 18.
  • the heating module heats the first portion 17 of the first tube 4 to bring the first fixed bed to a catalyst activation temperature.
  • the reactants introduced into the first fixed bed 7 through the inlet 12 are heated by contact with the first fixed bed 7 and the reaction begins. According to one possibility, the reaction being exothermic, it releases energy in the first fixed bed 7.
  • the flow circulating in the reaction chamber from the inlet to the outlet the temperature of the first fixed bed 7 is maintained at a temperature of activation of the catalyst on at least a portion of the tube 4 without the need to have a heating module 16 arranged all along the tube 4.
  • the first fixed bed 7 Over the tube 4 in the direction of the outlet 13, the first fixed bed 7 also transfers its calories to the second fixed bed 11 which makes it possible both to heat the second fixed bed 11 and to cool the first fixed bed 7 to cool the unreacted products and/or reactants.
  • the arrangement of the reactor-exchanger is configured to allow the progressive cooling of the first fixed bed 7 and therefore the progress of the reaction, advantageously without requiring cooling heat transfer fluid.
  • the temperature must be high enough for the catalyst to be active, and higher than the condensation temperature of the water formed at the pressure of the reactor.
  • the distal end of the first fixed bed 7 and the distal end of the second fixed bed 11 are offset axially.
  • the distal end of the first fixed bed 7 and the distal end of the second fixed bed 11 are offset along the longitudinal axis 20 of the reactor-exchanger 1.
  • the axial offset of the proximal ends and the distal ends is of the same type.
  • the distal end of the first fixed bed 7 is more proximal than the distal end of the second fixed bed 11.
  • the second fixed bed 11 thus extends further downstream than the first fixed bed 7 which extends for its part further upstream.
  • the heating module 16 comprises 3 heating elements 16a, 16b, 16c placed around the first of the tube 4. The power of each of the heating elements is regulated to control the temperature in the first fixed bed 7.
  • the first heating element 16a is the most proximal.
  • the first heating element 16a is configured to ensure a regulated temperature in the first fixed bed 7 of between 250-500°C and preferably in the range 300-360°C for the first heating element 16a.
  • the additional heating elements 16b, 16c are regulated at a temperature lower than that of the first heating element 16a to allow the progressive cooling of the first fixed bed 7 and therefore the progress of the reaction.
  • the temperature must be high enough for the catalyst to be active, and higher than the condensation temperature of the water formed at the pressure of the reactor. For example in the range 150-300°C and preferably in the range 180-220°C.
  • the reactor-exchanger 1 comprises an insulator 26 providing thermal insulation of the reactors 2.3 so as to limit heat losses and therefore allow temperature control in the reactor-exchanger 1 without the need to use high electrical power in the heating module 16.
  • the whole of the reactor-exchanger 1 is insulated from the outside by a rock wool or any other insulation of equivalent efficiency, more precisely, the outside of the enclosure of the reactor-exchanger, more precisely of the first reactor 2 is isolated from the outside.
  • the insulation 26 is arranged in contact with the outer wall 5 of the tube 4 or the outer surface of the heating module 16 on the portions of the tube 4 receiving the heating module 16.
  • the insulation 26 preferably has a thermal conductivity less than or equal to 0.05W/m/K.
  • the thickness of the insulation 26 is preferably in the range 5-80 mm and preferably in the range 10-40 mm.
  • the insulator 26 has for example a thickness of the order of 40mm.
  • the exchanger reactor 1 comprises a module for processing the products and/or reagents from the first reactor 2.
  • the processing module is advantageously arranged on the connection circuit 24 ensuring the fluidic connection between the outlet 13 of the first reactor 2 and the inlet 14 of the second reactor 3.
  • the treatment module provides treatment for the unreacted products and/or reactants from the first reactor 2 before reintroducing at least some of these into the second reactor 3.
  • the module treatment advantageously makes it possible to shift the thermochemical equilibrium of the reaction and make it possible to push the reaction further in the second reactor 3.
  • an additional treatment module can be added to the outlet 14 of the second reactor 3 to treat the products and/or reactants that have not reacted at the outlet 14 of the second reactor 3.
  • the processing module comprises for example a condensation module 22 and advantageously a separation device 23.
  • the reactor-exchanger 1 according to the invention is advantageously associated with a condensation module 22 to form a reactor system.
  • the reactor-exchanger 1 comprises at least one condensation module comprising at least one condenser 22 arranged in fluidic connection with the outlet 13 of the first reactor 2.
  • the condenser 22 is advantageously arranged on the fluidic connection circuit 24.
  • the reactor-exchanger 1 comprises an additional condenser arranged in fluid connection with the outlet of the second reactor 3.
  • the condenser is configured to ensure passive condensation, that is to say that it is for example carried out by natural convection with air.
  • the condenser is configured to receive a gaseous phase and supply, after condensation, a liquid phase and advantageously according to the invention a gaseous phase.
  • the reactor-exchanger 1 comprises at least one condenser 22.
  • the reactor-exchanger 1 comprises a condenser 22a and an additional condenser 22b each respectively fluidly connected to the outlet 13 of the first reactor 2 and to the outlet 15 of the second reactor 3.
  • the condenser(s) 22a, 22b make it possible to remove the water from the reaction before the use of the other products.
  • at the outlet of a condenser 22a and/or 22b there is a liquid phase and a gaseous phase which must be separated.
  • the reactor-exchanger 1 advantageously comprises at least one phase separation device 23.
  • the phase separation device is advantageously arranged on the fluidic connection circuit 24 ensuring the fluidic connection of the outlet 13 of the first reactor 2 to the inlet 14 of the second reactor 3
  • the phase separation device 23 is advantageously configured to separate a liquid phase from a gaseous phase.
  • the phase separation device 23 is advantageously fluidically connected to the condenser 22.
  • each condenser 22a, 22b is fluidically connected to a phase separation device 23a, 23b.
  • the phase separation device 23 is passive.
  • the phase separation device 23 is an automatic purger.
  • the liquid phase is preferentially recycled, for example in an electrolyser conventionally used for the production of hydrogen from water while the gaseous phase is injected into the second reactor 3 by the fluidic connection circuit 24 at the level of the inlet 14 of the second reactor 3.
  • the reactor can be obtained by one of the methods known to those skilled in the art, for example from preformed tubes welded with addition of material or without addition of material, by brazing or even by an additive manufacturing technique.
  • the seals can be made by joints known to those skilled in the art or by welding if subsequent dismantling is not necessary.
  • the catalyst is for example chosen to be in the solid state in powder form.
  • the reactor-exchanger is configured to ensure a catalytic reaction under pressure.
  • the pressure in the reactor-exchanger 1, more precisely in each reactor 2, 3, is greater than atmospheric pressure.
  • a pressure of 5 bars, ie 5.10 5 Pascal can be implemented.
  • the reactor-exchanger 1 allows the implementation of catalytic reactions for the production of methane from synthesis gas.
  • the reaction is a CO 2 methanation reaction at 5 bars, ie 5.10 5 Pascals, on a 20% nickel catalyst on gamma alumina.
  • reaction can be implemented in the reactor-exchanger 1 according to the invention such as: the methanation of CO2, the methanation of CO or of a CO/CO2 mixture the reactions for the synthesis of methanol and DME the reactions of Fisher-Tropsh the wet or dry reforming of methane or other hydrocarbons
  • the reactor-exchanger according to the invention allows the implementation of a catalytic synthesis process.
  • the reactants are mixed beforehand before they enter the reactor-exchanger 1.
  • the reactants preferably mixed beforehand, enter the reactor-exchanger 1, more precisely they are introduced into the first reactor 2 through an inlet 12.
  • the reactants Reagents are introduced at ambient temperature into the first reactor 2. Entry into the first reactor 2 is via an inlet 12 formed for example by a radial duct, as illustrated in FIGS. 1 to 3, or axial.
  • the reactants are heated for example by thermal convection with the walls, preferably metal, of at least one of the two tubes 4, 8.
  • the reactants entering the first reactor 2 are in contact with the internal wall 6 of the first tube 4 and with the outer wall 9 of the second tube 8.
  • the reagents then also come into contact by diffusion/dispersion with the first fixed bed 7. Preferably, by passing through the porous plug 19 proximally.
  • the start of the catalytic reaction in the first reactor 2 is initiated when the first fixed bed 7 is brought to a sufficient temperature.
  • This temperature depends on the target reaction, the catalyst and the pressure.
  • a temperature of approximately 250°C is necessary.
  • a heating module 16 advantageously placed outside the first tube 4 allows the temperature rise of the first fixed bed 7 by thermal conduction.
  • the power required is generated by Joule effect in the heating module 16.
  • the exothermic methanation reaction generates the heat necessary for maintaining the temperature of the first fixed bed 7. In established operation, the device consumes no or very little electricity.
  • the reaction takes place along the first stage and the heat of reaction is evacuated mainly to the outside by natural convection, for example between the ambient air and the outer wall 5 of the first tube 4 of the first reactor 2 or between the ambient air and the outer wall of the insulation 26 or the outer wall of the heating module 16 when the reactor is equipped with it.
  • the heat of reaction is at least partially evacuated inwards by conduction, for example with the outer wall 9 of the second tube 8 of the second reactor 3.
  • reaction products and/or the unreacted reactants leave the first reactor 2 through the outlet 13 of the tube 4 after having advantageously passed through a distal porous plug 19 to exit the first fixed bed 7.
  • the products of the reaction and/or the unreacted reactants emerges via the outlet 13 into the fluidic connection circuit 24.
  • the flow leaving the first reactor 2 passes through a processing module advantageously arranged on the fluidic connection circuit 24, such as for example a condenser 22.
  • the condenser 22 ensures the condensation, preferably passive, of the product of the reaction of so as to advantageously shift the reaction equilibrium.
  • water is produced in the first reactor 2. By condensing the water at the outlet of the first reactor 2, the equilibrium of the reaction will be shifted to the second reactor 3.
  • the liquid phase condensed by the condenser and the non-condensed gaseous phase emerge from the condenser 22 and are separated by a separation device 23.
  • the condensed liquid phase is evacuated to be optionally recycled in a phase of the methanation process and the gaseous phase is injected into the second reactor 3 at the level of the inlet 14 advantageously thanks to the fluidic connection circuit 24.
  • All or part of the unreacted products and/or reactants enter, advantageously at room temperature, the second reactor 3 and only react when they come into contact with the second fixed bed 11.
  • the second fixed bed 11 having been brought to a target catalyst activation temperature.
  • the first reactor 2 has transferred calories from the first fixed bed 7 to the second fixed bed 11. The calories coming from the heating module 16 and/or from the exothermic reaction taking place in the first reactor 2.
  • the reaction takes place along the second stage and the heat of reaction is removed.
  • the reaction heat is advantageously evacuated mainly to the outside by natural convection between the ambient air and the outer wall 9 of the second tube 8 of the second reactor 3.
  • the reaction products and/or the unreacted reactants emerge from the second reactor 3 through the outlet 15 of the tube 8 after having advantageously passed through a distal porous plug 19 to exit the second fixed bed 11.
  • the circulation of the reactants and reaction products in the first reactor 2 and in the second reactor 3 takes place in the same direction.
  • the circulation in the first reactor 2 and in the second reactor 3 is said to be cocurrent.
  • the velocities in the empty drum are between 1.5 and 12 cm/s leading to pressure losses of less than 100 mbar (in the simulation, the outlet pressures of two reactors 2, 3 are arbitrarily offset by 500 mbar) .
  • the plots in Figure 6 illustrate the axial evolution at the center of each channel of each reactor 2, 3 of the temperature of the fixed bed 7, 11 and of the CO2 conversion rate, the abscissa between 0 and 0.225 m corresponding to the channel of the first reaction stage and that between 0.225 and 0.45 m corresponding to that of the second reaction stage.
  • the conversion rate at the output of the first stage varies according to the GHSV from 96 to 97% whereas at the output of the second stage, it is close to 1 whatever the GHSV.
  • the temperature profiles show a moderate temperature peak (between 425 and 550°C) for the first stage followed by a moderate gradient. Regardless of the GHSV, condensation in the channel is avoided.
  • the maximum temperature in the second stage channel is between 300 and 400°C depending on the flow rate.
  • the temperature distribution in the reaction chambers, the tubes 4 and 8, the heating module 16 and the insulation 26 are illustrated in Figure 5 for a GHSV of 2270 h-1, the maximum of 512°C is obtained shortly after the proximal end in the first catalytic bed 7.
  • the second fixed catalytic bed 11 is almost isothermal at 300° C., after a few centimeters necessary for heating the reactants.
  • Figure 6 shows the evolution of the temperature in the center of the first bed 7, 4 cm from the proximal end of the first fixed bed 7 as a function of time for different heating powers. According to this simulation, for a power of only 150 W, less than 10 minutes are needed to restart the reactor after a complete shutdown.
  • the proposed architecture also allows rapid start-up of the reactor-exchanger in the event of a shutdown caused, for example, by a hydrogen supply shutdown following, for example, a shutdown in electricity production in the absence of sun or wind.
  • the exchanger reactor can be used for the production of decentralized fuels from renewable energy, on the scale of an isolated site such as an agricultural site, a community, an isolated living base.
  • the renewable energy generally comes from photovoltaic solar modules or a wind turbine and is therefore intermittent and limited in quantity.
  • the low thermal inertia of the reactor-exchanger according to the invention generates significant start-up and shutdown times compatible with the intermittency of production.
  • the reactor dimensioned here makes it possible to treat reagent flow rates of 1.25 Nm3/h and to have a conversion to methane close to 1 allowing the direct use of the methane generated after the water produced has been removed.
  • the treatment of higher flow rates for example of the order of 3 to 5 Nm3/h can be done using the same principle, but by increasing the diameter of the first tube 4, which proportionally increases the exchange surface.
  • the diameter of the second tube 8 is increased in proportion, possibly a third tube is arranged in the second tube 8 to limit the volume of the catalytic bed of the second reactor.
  • this variant can be implemented without adding this third tube, the volume of the catalytic bed of the second reactor 3 will be increased, the overall GHSV will be reduced, but the second reactor 3 being not very exothermic, this solution remains effective.

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Abstract

L'invention concerne un réacteur-échangeur (1) de synthèse catalytique comprenant un premier réacteur (2) apte à recevoir un premier lit fixe (7) de catalyseur, et un deuxième réacteur (3) apte à recevoir un deuxième lit fixe (11) de catalyseur, le premier réacteur (2) et le deuxième réacteur (3) étant agencés en série, caractérisé en ce que le deuxième réacteur (3) est agencé à l'intérieur du premier réacteur (2) de sorte que le deuxième réacteur (3) soit en contact avec le premier lit fixe (7) de catalyseur du premier réacteur (2) pour ne pas nécessiter de fluide caloporteur pour assurer un échange thermique entre le premier réacteur (2) et le deuxième réacteur (3). La présente invention concerne le domaine des réacteurs catalytiques. Elle trouve pour application particulièrement avantageuse le domaine des réacteurs catalytiques utilisant des catalyseurs solides et dédiés à des réactions exothermiques ou endothermiques.

Description

REACTEUR-ECHANGEUR INTEGRE A DEUX ETAGES DE LITS FIXES EN SERIE ET PROCEDE ASSOCIE
DOMAINE TECHNIQUE DE L’INVENTION
La présente invention concerne le domaine des réacteurs catalytiques. L’invention concerne un réacteur-échangeur de synthèse catalytique. Elle trouve pour application particulièrement avantageuse le domaine des réacteurs catalytiques utilisant des catalyseurs solides et dédiés à des réactions exothermiques ou endothermiques. Plus précisément, l’invention permet la mise en œuvre des procédés de synthèse de carburants et combustibles (SNG : Gas naturel de synthèse de l’anglais Synthetic Natural Gaz, DME : diméthyléther, MeOH : Méthanol) à partir d’hydrogène et d’oxydes de carbone ou à partir de gaz de synthèse (mélange d’hydrogène et d’oxydes de carbone).
ÉTAT DE LA TECHNIQUE
Les réacteurs catalytiques font l’objet de nombreuses réalisations industrielles.
Les architectures classiques de systèmes catalytiques comprennent plusieurs réacteurs de conversion agencés en série ou en parallèle ainsi que des organes de préchauffage des gaz, de refroidissement des réacteurs et de refroidissement et condensation des gaz après réaction utilisant une circulation de fluide : généralement une huile thermique, de l’eau ou des sels fondus.
Les principaux types de réacteurs connus pour les réactions exothermiques sont :
Des réacteurs à lit fluidisés qui offrent l’avantage d’une bonne homogénéité thermique dans le réacteur ce qui évite les points chauds, mais nécessite un volume de réacteur plus important que dans le cas des lits fixes à écoulement piston. Dans ces réacteurs, le catalyseur est sous forme de particules fines dont l’attrition doit être maitrisée.
Des réacteurs à lit fixe adiabatiques placés en cascade dans lesquels l’exothermicité est alors généralement gérée par une dilution des réactifs en entrée du premier étage de réaction (par exemple par recirculation des produits) et par la mise en place d’échangeurs de chaleur destinés à refroidir le mélange réactifs-produits entre les différents réacteurs. Cette architecture présente l’avantage de la simplicité de fabrication, mais rend difficile le contrôle thermique et nécessite l’utilisation de catalyseurs stables à haute température.
Des réacteurs-échangeurs dans lesquels la réaction chimique a lieu au sein d’un canal réactif refroidi continûment par un fluide caloporteur, la plupart de ces réacteurs sont de type tube-calandre, la réaction se produisant dans les tubes réactionnels refroidis en périphérie par un bain caloporteur. Selon la technologie choisie pour le refroidissement, ces réacteurs peuvent être isothermes ou anisothermes.
On connait du document US 4,298,694 un dispositif combinant un réacteur à lit fixe adiabatique et un réacteur-échangeur isotherme dont chacun traite une partie du flux d’entrée de gaz afin de récupérer la chaleur de réaction sous la forme de vapeur surchauffée (obtenue par un échangeur connecté en sortie de l’étage adiabatique) tout en produisant un gaz à forte teneur en méthane grâce à la faible température obtenue en sortie du réacteur isotherme.
Dans ce type d’applications de forte puissance ou moyenne puissance, une séparation des fonctions de préchauffage, réaction, refroidissement pour chaque réacteur est généralement retenue. Cette séparation lorsqu’elle est appliquée aux installations de petite puissance et/ou utilisant des énergies renouvelables conduit à une dépense énergétique importante conduisant à un rendement énergétique défavorable.
Un objet de la présente invention est donc de proposer un système de réacteur dont le rendement énergétique soit optimisé pour permettre son utilisation dans des installations de petite taille et/ou utilisant de l’énergie renouvelable comme source d’énergie.
Les autres objets, caractéristiques et avantages de la présente invention apparaîtront à l'examen de la description suivante et des dessins d'accompagnement. Il est entendu que d'autres avantages peuvent être incorporés.
RÉSUMÉ DE L'INVENTION
Pour atteindre cet objectif, l’invention prévoit un réacteur-échangeur de synthèse catalytique comprenant un premier réacteur apte à recevoir un premier lit fixe de catalyseur, et un deuxième réacteur apte à recevoir un deuxième lit fixe de catalyseur, le premier réacteur et le deuxième réacteur étant agencés en série, caractérisé en ce que le deuxième réacteur est agencé à l’intérieur du premier réacteur de sorte que le deuxième réacteur soit en contact avec le premier lit fixe de catalyseur du premier réacteur pour assurer un échange thermique entre le premier réacteur et le deuxième réacteur. L'échange thermique est direct. Avantageusement, l'échange thermique ne nécessite pas de fluide caloporteur.
Le réacteur-échangeur selon l’invention permet ainsi d’intégrer thermiquement les fonctions de chauffage et réaction des deux réacteurs du réacteur-échangeur. L’intégration des fonctions de chauffage et réaction est également mécanique. Le second réacteur étant agencé à l’intérieur du premier pour ne former qu’un seul réacteur-échangeur et donc limiter les pertes thermiques et augmenter la compacité de l’ensemble.
L’avantage de la présente invention est d’une part l’absence de fluide caloporteur, préférentiellement autre que l'air ambiant, d’autre part la simplicité et la compacité puisqu’un seul composant permet d’assurer les quatre fonctions de chauffage et réaction pour deux réacteurs.
Le réacteur-échangeur permet grâce à cette intégration mécanique et thermique de garantir un taux de conversion maximal, une bonne sélectivité et un bon contrôle de la température de façon à limiter la désactivation des catalyseurs.
De plus, dans le cas de réactions fortement exothermiques, la gestion thermique est optimale dans le réacteur échangeur selon l’invention. En effet, l’évolution de la température dans le réacteur conditionne le taux de conversion et la sélectivité de la réaction ainsi que la cinétique de désactivation du catalyseur. Or, les cinétiques réactionnelles sont plus fortes à haute température selon la loi d’Arrhenius, mais les réactions étant équilibrées et exothermiques, l’équilibre thermodynamique est plus favorable à basse température. De manière facultative, le réacteur-échangeur peut en outre présenter un module chauffant agencé à l’extérieur du premier réacteur.
Un autre aspect concerne un procédé de synthèse catalytique dans un réacteur échangeur de synthèse catalytique tel que décrit ci-dessus comprenant
• L’injection de réactifs dans un premier réacteur par une entrée,
• La réaction des réactifs dans le premier lit fixe de catalyseur,
• La sortie des produits et/ou des réactifs n’ayant pas réagi par une sortie hors du premier réacteur,
• Le transfert de l’énergie thermique du premier réacteur vers le deuxième réacteur par contact direct,
• L’injection de tout ou d'une partie de réactifs et/ou produits et/ou réactifs n’ayant pas réagi issus du premier réacteur dans le deuxième réacteur par une entrée,
• La réaction des réactifs dans le deuxième lit fixe de catalyseur
• La sortie des produits et/ou réactifs n’ayant pas réagi hors du deuxième réacteur par une sortie.
BRÈVE DESCRIPTION DES FIGURES
Les buts, objets, ainsi que les caractéristiques et avantages de l’invention ressortiront mieux de la description détaillée d’un mode de réalisation de cette dernière qui est illustré par les dessins d’accompagnement suivants dans lesquels :
La figure 1 représente une vue en perspective d’un réacteur-échangeur selon l’invention.
La figure 2 une vue en coupe longitudinale d’un réacteur-échangeur selon la figure 1.
La figure 3 représente un modèle géométrique axisymétrique d’un réacteur- échangeur intégré à deux étages selon la figure 2. L’axe des ordonnées représente la distance selon l’axe longitudinal du premier réacteur, l’entrée du deuxième réacteur étant le point 0. L’axe des abscisses représente la distance selon l’axe radial du réacteur-échangeur, le centre du premier réacteur étant le point 0.
La figure 4 représente une carte de température pour un GHSV (Gas hourly space velocity ou Vitesse spatiale horaire du gaz) de 2270h-1 selon le modèle de la figure 4.
La figure 5 représente une simulation de l’évolution de la température au centre de chaque lit fixe et du taux de conversion le long des deux réacteurs pour des GHSV de 750, 1510, 2270 et 3020h-1. La figure 6 représente une simulation de l’évolution de la température au centre du premier lit fixe, à 4 cm de son extrémité proximale pour différentes puissances de 50 à 250 W
Les dessins sont donnés à titre d'exemples et ne sont pas limitatifs de l’invention. Ils constituent des représentations schématiques de principe destinées à faciliter la compréhension de l’invention et ne sont pas nécessairement à l'échelle des applications pratiques.
DESCRIPTION DÉTAILLÉE DE L'INVENTION
Avant d’entamer une revue détaillée de modes de réalisation de l’invention, sont énoncées ci-après des caractéristiques optionnelles qui peuvent éventuellement être utilisées en association ou alternativement :
Selon un exemple, le réacteur-échangeur 1 de synthèse catalytique comprend un circuit de connexion 24 configuré pour assurer la connexion fluidique du premier réacteur 2 vers le deuxième réacteur 3, le circuit de connexion 24 étant agencé à l'extérieur du premier réacteur.
Selon un exemple, le premier réacteur 2 comprend une entrée 12 configurée pour assurer l’entrée de réactifs dans le premier réacteur 2 et une sortie 13 configurée pour assurer la sortie de produits et/ou réactifs n’ayant pas réagis hors du premier réacteur 2, et le deuxième réacteur 3 comprend une entrée 14 configurée pour assurer l’entrée dans le deuxième réacteur (3) de tout ou d'une partie de réactifs et/ou réactifs n’ayant pas réagi issus du premier réacteur 2 et/ou produits issus du premier réacteur 2 et une sortie 15 de produits et/ou réactifs n’ayant pas réagi hors du deuxième réacteur 3, la sortie 13 du premier réacteur 2 est connectée fluidiquement à l'entrée 14 du deuxième réacteur 3 par le circuit de connexion.
Selon un exemple, l'entrée 12 du premier réacteur 2 et l'entrée 14 du deuxième réacteur 3 sont agencées à une première extrémité, respectivement du premier réacteur 2 et du deuxième réacteur 3, la sortie 13 du premier réacteur 2 et la sortie 15 du deuxième réacteur 3 sont agencées à une deuxième extrémité, respectivement du premier réacteur 2 et du deuxième réacteur 3 opposée à la première extrémité.
Selon un exemple, le réacteur-échangeur 1 de synthèse catalytique comprend un module de traitement agencé en sortie du premier réacteur 2 sur le circuit de connexion 24 configuré pour assurer un traitement de produits et/ou réactifs n’ayant pas réagis en sortie du premier réacteur 2 avant leur introduction dans le deuxième réacteur 3. Selon un exemple, le deuxième réacteur et le premier réacteur sont concentriques.
Selon un exemple, le premier réacteur comprend un premier tube définissant un volume intérieur configuré pour recevoir le deuxième réacteur et le premier lit fixe de catalyseur. Avantageusement, le premier lit fixe est en contact avec le deuxième réacteur. Préférentiellement, le contact est configuré pour assurer un échange thermique entre le premier lit fixe et le deuxième réacteur. Ainsi, le transfert d’énergie thermique peut se faire que ce soit depuis le premier lit fixe qui transfère des calories, issues d’une réaction exothermique ou d’un chauffage au deuxième réacteur ou inversement du deuxième réacteur vers le premier lit fixe.
Selon un exemple, le premier réacteur comprend une entrée configurée pour assurer l’entrée de réactifs dans le premier réacteur et une sortie configurée pour assurer la sortie de produits et/ou réactifs n’ayant pas réagis hors du premier réacteur, avantageusement l’entrée et la sortie étant agencées radialement sur le premier tube. Les réactifs sont introduits dans le premier réacteur 2 avantageusement à l’état gazeux, préférentiellement les différents réactifs étant déjà mélangés. En sortie du premier réacteur 2, les produits et/ou réactifs n’ayant pas réagi sont avantageusement à l’état gazeux.
Selon un exemple, le deuxième réacteur comprend un deuxième tube agencé dans le volume intérieur du premier réacteur et définissant un volume intérieur configuré pour recevoir le deuxième lit fixe de catalyseur.
Selon un exemple, le deuxième réacteur comprend une entrée configurée pour assurer l’entrée dans le deuxième réacteur de tout ou d'une partie des réactifs et/ou réactifs n’ayant pas réagi issus du premier réacteur et/ou produits issus du premier réacteur et une sortie de produits et/ou réactifs n’ayant pas réagi hors du deuxième réacteur, avantageusement l’entrée et la sortie sont agencées radialement ou axialement sur le deuxième tube. Les réactifs et/ou produits introduits dans le deuxième réacteur 3 sont avantageusement à l’état gazeux. En sortie du deuxième réacteur 3, les produits et/ou réactifs n’ayant pas réagi sont avantageusement à l’état gazeux.
Selon un exemple, une extrémité proximale du premier lit fixe de catalyseur agencée au regard de l’entrée du premier réacteur est décalée axialement par rapport à une extrémité proximale du deuxième lit fixe de catalyseur agencé au regard de l’entrée du deuxième réacteur, préférentiellement décalée suivant l'axe longitudinal 20 du premier réacteur 2. Lesdites extrémités sont décalées selon un axe longitudinal s'étendant parallèlement à la direction principale du premier réacteur et du deuxième réacteur. La direction principale du premier réacteur et du deuxième réacteur s'entend comme la direction dans laquelle s'étend la plus grande dimension desdits réacteurs. Préférentiellement, le premier lit fixe comprend deux extrémités opposées, dont une extrémité proximale et une extrémité distale. Préférentiellement, le deuxième lit fixe comprend deux extrémités opposées, dont une extrémité proximale et une extrémité distale.
Selon un exemple, l’extrémité proximale du premier lit fixe est agencée en amont de l’extrémité proximale du deuxième lit fixe. Ainsi, le refroidissement du premier lit fixe est réalisé par transfert thermique des calories du premier lit fixe vers le deuxième réacteur.
Selon un exemple, le réacteur-échangeur comprend un module chauffant agencé au contact direct de l’extérieur du premier réacteur.
Selon un exemple, le module chauffant est agencé sur une première portion du premier tube du premier réacteur de dimension inférieure à la longueur totale du premier tube du premier réacteur.
Selon un exemple, le réacteur-échangeur comprend un module de condensation agencé en sortie du premier réacteur configuré pour assurer la condensation d’eau produite dans le premier réacteur.
Selon un exemple, le réacteur-échangeur comprend un dispositif de séparation de phase agencé en sortie du module de condensation configuré pour séparer la phase liquide de la phase gazeuse destinée à être réintroduire dans le deuxième réacteur.
Selon un exemple, le procédé de synthèse comprend le chauffage d’une première portion du premier réacteur par un module chauffant, préférentiellement, le chauffage est réalisée avant, pendant et/ou après l'injection de réactifs dans le premier réacteur par une entrée.
Selon un exemple, le procédé de synthèse comprend la circulation des produits et/ou des réactifs n’ayant pas réagi dans le premier réacteur 2 et dans le deuxième réacteur 3 à co-courant.
Selon un exemple, le procédé de synthèse comprend la circulation des produits et/ou des réactifs n’ayant pas réagi issus du premier réacteur 2 dans un circuit de connexion 24 agencé à l'extérieur du premier réacteur 2 et connecté fluidiquement à l'entrée 14 le deuxième réacteur 3. Selon un exemple, le procédé de synthèse comprend la condensation des produits issus du premier réacteur avant l’injection dans le deuxième réacteur par un module de condensation.
Selon un exemple, le procédé de synthèse comprend la séparation d’une phase liquide et d’une phase gazeuse après condensation et avant l’injection de la phase gazeuse dans le deuxième réacteur par un dispositif de séparation de phase.
L’amont et l’aval en un point donné sont pris en référence au sens de circulation du fluide.
L’invention concerne un réacteur-échangeur 1 pour la mise en œuvre de réaction de synthèses catalytiques.
Le réacteur-échangeur 1 selon l’invention comprend au moins deux réacteurs.
Un premier réacteur 2 configuré pour recevoir un premier lit fixe de catalyseur 7. Le premier réacteur 2 comprend une chambre réactionnelle recevant le premier lit fixe de catalyseur 7. Le premier réacteur 2 est destiné à être le siège d’au moins une réaction catalytique.
Le premier réacteur 2 comprend une entrée 12 et une sortie 13. L’entrée 12 est destinée à permettre l’entrée des réactifs dans le premier réacteur 2. Les réactifs entrent en contact avec le premier lit fixe de catalyseur 7. La sortie 13 est destinée à permettre la sortie des produits de la réaction catalytique et éventuellement des réactifs n’ayant pas réagi hors du premier réacteur 2. Préférentiellement, l'entrée 12 débouche à l'extérieur du premier réacteur 2 pour permettre d'apporter des réactifs dans le premier réacteur 2. Préférentiellement, la sortie 13 débouche à l'extérieur du premier réacteur 2 pour permettre la sortie des produits et/ou des réactifs n'ayant pas réagis hors du le premier réacteur 2.
Le réacteur-échangeur 1 selon l’invention comprend un deuxième réacteur 3 configuré pour recevoir un deuxième lit fixe de catalyseur 11. Le deuxième réacteur 3 comprend une chambre réactionnelle recevant le deuxième lit fixe de catalyseur 11. Le deuxième réacteur 3 est destiné à être le siège d’au moins une réaction catalytique.
Le deuxième réacteur 3 comprend une entrée 14 et une sortie 15. L’entrée 14 est destinée à permettre l’entrée de tout ou d'une partie des réactifs n’ayant pas réagi issus du premier réacteur 2 dans le deuxième réacteur 3 et/ou de tout ou d'une partie des produits issus du premier réacteur 2. Les réactifs et/ou produits entrent en contact avec le deuxième lit fixe de catalyseur 11. La sortie 15 est destinée à permettre la sortie des produits de la réaction catalytique et éventuellement des réactifs n’ayant pas réagi hors du deuxième réacteur 3. Préférentiellement, l'entrée 12 débouche à l'extérieur du premier réacteur 2 pour permettre d'apporter des réactifs dans le premier réacteur 2. Préférentiellement, la sortie 13 débouche à l'extérieur du premier réacteur 2 pour permettre la sortie des produits et/ou des réactifs n'ayant pas réagis hors du le premier réacteur 2.
Avantageusement, le premier réacteur 2 et le deuxième réacteur 3 sont agencés en série. Le flux des réactifs et/ou produits circule dans le premier réacteur 2 puis dans le deuxième réacteur 3.
Préférentiellement, le premier réacteur 2 correspond à un premier étage de réaction tandis que le deuxième réacteur 3 correspond à un deuxième étage de réaction.
Avantageusement, le premier réacteur 2 et le deuxième réacteur sont connectés fluidiquement. Préférentiellement, la sortie 13 du premier réacteur 2 est connectée fludiquement à l'entrée 14 du deuxième réacteur 3.
Selon un mode de réalisation avantageux, le réacteur échangeur 1 comprend un circuit de connexion fluidique 24 assurant la connexion fluidique entre la sortie 13 du premier réacteur 2 et l'entrée 14 du deuxième réacteur 3. Avantageusement, le circuit de connexion 24 est agencé à l'extérieur du premier réacteur 2. Le circuit de connexion 24 permet ainsi d'assurer la mise en série du premier réacteur 2 et du deuxième réacteur 3 tout en permettant avantageusement de proposer un module de traitement des produits et/ou réactifs issus du premier réacteur 2 avant leur introduction dans le deuxième réacteur 3. De plus, la présence du circuit de connexion 24 permet de mettre en série le premier réacteur 2 et le deuxième réacteur 3 dont les deux entrées 12, 14 sont avantageusement agencées à l'opposé des sorties 13, 15. La configuration des entrées 12,14 et des sorties 13,15 avec la présence du circuit de connexion 24 permet de proposer une circulation à co-courant au sein des réacteurs 2, 3. La circulation à cocourant permet d'assurer un refroidissement des produits et/ou réactifs n'ayant pas réagi et des réacteurs à proximité de leur sortie respective. Il est en effet préféré selon ce mode de réalisation de l'invention, qu'à la sortie 13 du premier réacteur 2, les produits et/ou réactifs n'ayant pas réagis sont refroidis par rapport à la température d'entrée pour être avantageusement traités par un module de traitement agencé sur le circuit de connexion 24 pour permettre ainsi de déplacer l'équilibre thermodynamique avant d'injecter les produits et/ou réactifs et/ou réactifs n'ayant pas réagis dans le deuxième réacteur 3 pour obtenir un taux de conversion améliorée. Selon l’invention, le premier réacteur 2 et le deuxième réacteur 3 sont en contact thermique direct de sorte que l’énergie thermique circule entre le premier réacteur 2 et le deuxième réacteur 3 par exemple par conduction directe et avantageusement sans nécessiter d’utilisation de fluide caloporteur.
Selon un mode de réalisation préféré, le deuxième réacteur 3 est agencé à l’intérieur du premier réacteur 2. Cette disposition assure une compacité optimale tout en autorisant une gestion thermique efficace pour la synthèse catalytique.
Selon un mode de réalisation, le premier réacteur 2 comprend une enceinte, tel que par exemple un tube 4, définissant un volume intérieur. Le premier réacteur 2 définit un volume intérieur recevant le deuxième réacteur 3. Avantageusement, le circuit de connexion 24 est agencé à l'extérieur du volume intérieur du premier réacteur. Le circuit de connexion 24 est agencé à l'extérieur de l'enceinte. Préférentiellement, la sortie 12 du premier réacteur 2 est configurée pour déboucher à l'extérieur du volume intérieur défini par le premier réacteur 2. Préférentiellement, l'entrée du deuxième réacteur 3 est configurée pour déboucher à l'extérieur du volume intérieur défini par le premier réacteur 2.
Selon un mode de réalisation préféré, le premier réacteur 2 et le deuxième réacteur 3 ne sont connectés fluidiquement que par la sortie 13 du premier réacteur 2 et l'entrée 14 deuxième réacteur 3.
Le deuxième réacteur 3 est agencé dans la chambre réactionnelle du premier réacteur 2. Le deuxième réacteur 3 est agencé au moins partiellement en contact direct avec le premier lit fixe catalytique 7. Le contact direct assure un transfert thermique entre le premier lit fixe et le deuxième réacteur.
Avantageusement, le premier réacteur 2 et le deuxième réacteur 3 sont concentriques.
Selon une possibilité, le réacteur-échangeur 1 peut comprendre un troisième réacteur assurant la réaction de tout ou d'une partie des produits et/ou réactifs n’ayant pas réagi dans les précédents réacteurs 2, 3. Le troisième réacteur correspond préférentiellement à un troisième étage de réaction qui serait disposé par exemple dans le deuxième réacteur de la même manière que le deuxième réacteur 3 est agencé dans le premier réacteur 2, ou bien autour du premier réacteur 2.
Selon un mode de réalisation, le premier réacteur 2 comprend un tube 4 définissant un volume intérieur dans lequel est agencé un premier lit fixe de catalyseur 7. Selon un mode de réalisation, le deuxième réacteur 3 comprend un tube 8 définissant un volume intérieur dans lequel est agencé un deuxième lit fixe de catalyseur 11.
Le premier lit fixe 7 et/ou le deuxième lit fixe 11 de catalyseur est préférentiellement un catalyseur solide sous forme de poudre. Par exemple, catalyseur à base de nickel finement dispersé sur un support d’alumine poreuse, tel qu’un catalyseur 20% Nickel sur alumine gamma peut être utilisé. Le catalyseur peut aussi être déposé sur des structures insérées dans les canaux réactifs, il peut s’agir de mousses métalliques ou céramiques, de nid d’abeille ou de fibres.
À titre d’exemple, le premier réacteur 2 et le deuxième réacteur 3 sont en métal. Plus précisément les tubes 4 et 8 sont en métal configuré pour être de bon conducteur thermique.
Le tube 8 du deuxième réacteur 3 est agencé dans le volume intérieur du tube 4 du premier réacteur 2. Préférentiellement, les tubes 4 et 8 sont concentriques. Avantageusement, les tubes 4 et 8 sont de section circulaire. Le réacteur-échangeur 1 comprend ainsi deux cylindres coaxiaux. Les tubes 4 et 8 définissent chacun une chambre réactionnelle de la forme d’un canal. Les tubes 4, 8 présentent chacun deux extrémités opposées. L’extrémité à proximité de laquelle se fait l’entrée des réactifs et/ou produits est dite proximale tandis que l’extrémité à proximité de laquelle se fait la sortie des produits et/ou des réactifs est dite distale.
La dimension des tubes 4 et 8 et leur longueur sont choisies en lien avec l’activité du catalyseur pour permettre la formation d’un pic de température au début du premier étage de réaction, tout en limitant ce pic en deçà de la température limite à laquelle la dégradation du catalyseur serait trop rapide.
Le diamètre du premier tube 4 est à titre d’exemple choisi entre 15 et 50 mm et de préférence entre 25 et 35 mm.
Le diamètre du deuxième tube 8 est à titre d’exemple choisi entre 5 et 20 mm et de préférence entre 10 et 15 mm.
La longueur des tubes 4 et 8 est à titre d’exemple choisie entre 100 et 500 mm et de préférence entre 200 et 300 mm.
Avantageusement, l’entrée 12 et la sortie 13 du premier réacteur 2 sont agencées à proximité de chaque extrémité du tube 4. Avantageusement, l’entrée 14 et la sortie 15 du deuxième réacteur 3 sont agencées à proximité de chaque extrémité du tube 8. De cette manière, l’utilisation de la longueur des tubes 4, 8 est optimisée. Préférentiellement, l’entrée 12 du tube 4 du premier réacteur 2 est agencée radialement sur le tube 4. Le flux de réactifs dans l’entrée 12 se fait selon une direction radiale au tube 4, préférentiellement perpendiculairement à l’axe longitudinal 20 du réacteur. Préférentiellement, de la même manière, la sortie 13 du tube 4 du premier réacteur 2 est agencée radialement sur le tube 4. Le flux de produits et/ou réactifs n’ayant pas réagi dans la sortie 13 se fait selon une direction radiale au tube 4. Selon une autre possibilité, l’entrée 12 et/ou la sortie 14 peuvent être agencées axialement, c’est-à-dire la direction du flux étant parallèle à l’axe longitudinal 20 du réacteur.
Préférentiellement, l’entrée 14 du tube 8 du deuxième réacteur 3 est agencée axialement sur le tube 8. Le flux de réactifs dans l’entrée 14 se fait selon une direction axialement au tube 8. Préférentiellement, de la même manière, la sortie 15 du tube 8 du deuxième réacteur 3 est agencée axialement sur le tube 8. Le flux de produits et/ou réactifs n’ayant pas réagi dans la sortie 15 se fait selon une direction axiale au tube 8. Selon une autre possibilité, l’entrée 14 et/ou la sortie 15 peuvent être agencées radialement, c’est-à-dire la direction du flux étant perpendiculaire à l’axe longitudinal 20 du réacteur.
Avantageusement, le premier lit fixe 7 est agencé dans l’espace annulaire entre la paroi interne 6 du premier tube 4 et la paroi externe 9 du deuxième tube 8. Avantageusement, la paroi interne 6 du premier tube 4 et la paroi externe 9 du deuxième tube 8 sont pleines. Avantageusement, elles ne sont pas ajourées. Avantageusement, elles ne sont pas perméables. Le premier lit fixe 7 est agencé dans la première chambre de réaction. Avantageusement, le premier réacteur 2 comprend deux bouchons poreux 19 agencés dans le volume intérieur du tube 4 est assurant le maintien du premier lit fixe 7 dans le tube 4. Un bouchon poreux 19 est agencé à chaque extrémité du premier lit fixe 7. L’extrémité proximale du premier lit fixe 7 correspond à l’entrée des réactifs et l’extrémité distale du premier lit fixe 7 correspond à la sortie des réactifs et/ou produits. Avantageusement, l'entrée 12 du premier réacteur 2 et l'entrée 14 du deuxième réacteur sont agencées à l'extrémité proximale respectivement du premier lit fixe 7 et du deuxième lit fixe 8 tandis que la sortie 13 du premier réacteur 3 et la sortie 15 du deuxième réacteur 3 sont agencés à l'extrémité distale respectivement du premier lit fixe 7 et du deuxième lit fixe 8.
Les bouchons poreux 19 sont configurés pour laisser passer les flux de réactifs et/ou produits et empêcher le passage du lit fixe de catalyseur. Les bouchons poreux 19 peuvent être des structures poreuses ou des grilles. À titre d’exemple, les flux de réactifs et/ou produits sont des flux gazeux. Avantageusement, le deuxième lit fixe 11 est agencé dans le volume intérieur du deuxième tube 8. Le deuxième lit fixe 11 est agencé dans la deuxième chambre de réaction. Avantageusement, le deuxième réacteur 3 comprend deux bouchons poreux 19 agencés dans le volume intérieur du tube 8 est assurant le maintien du deuxième lit fixe 11 dans le tube 8. Un bouchon poreux 19 est agencé à chaque extrémité du deuxième lit fixe 11. L’extrémité proximale du deuxième lit fixe 11 correspond à l’entrée des réactifs et l’extrémité distale du deuxième lit fixe 11 correspond à la sortie des réactifs et/ou produits.
Selon un mode de réalisation avantageux, l’extrémité proximale du premier lit fixe 7 est décalée axialement par rapport l’extrémité proximale du deuxième lit fixe 11. Les extrémités proximales des premier et deuxième lits fixes 7 ,11 sont décalées selon l’axe longitudinal 20 du réacteur-échangeur 1. Préférentiellement, l’extrémité proximale du premier deuxième lit fixe 7 est plus proximale que l’extrémité proximale du deuxième lit fixe 11. L’extrémité proximale du premier lit fixe 7 est agencée en amont de l’extrémité proximale du deuxième lit fixe 11.
Le décalage axial entre les deux extrémités proximales des deux lits fixes de catalyseur 7, 11 est à titre d’exemple choisi dans la gamme 0-100 mm et de préférence dans la gamme 10-50 mm.
Avantageusement, le réacteur-échangeur 1 ne comprend pas de module de préchauffage extérieur au premier réacteur 2 ou deuxième réacteur 3. Dans le premier réacteur 2 et dans le deuxième réacteur 3, les réactifs sont introduits avantageusement à température ambiante. De cette manière, le réacteur-échangeur limite la consommation d’énergie et le coût en réduisant le nombre d’organes nécessaire.
Le réacteur-échangeur 1 comprend avantageusement un module chauffant 16 configuré pour apporter de l’énergie thermique au réacteur-échangeur 1. Préférentiellement, le module chauffant 16 n’est pas un fluide caloporteur. Préférentiellement, le module chauffant 16 comprend un élément chauffant tel qu’une résistance électrique. À titre d’exemple un collier chauffant est agencé à la périphérie du réacteur-échangeur 1. Préférentiellement, le module chauffant 16 est agencé en contact direct avec le premier réacteur 2. Plus précisément, le module chauffant 16 est agencé en contact de la paroi extérieure 5 du tube 4 du premier réacteur 2. Le module chauffant 16 peut comprendre un ou plusieurs éléments chauffants pouvant être disposés le long de la paroi externe 5 du premier tube 4.
Selon le mode de réalisation, correspondant au modèle des figures 4 et 5, le module chauffant 16 est agencé sur une portion seulement du premier réacteur 2. Préférentiellement, le module chauffant 16 est agencé sur une première portion 17 du tube 4 du premier réacteur. La première portion 17 est avantageusement de dimension longitudinale inférieure à celle du premier lit fixe 7, seule une portion 17 du premier lit fixe 7 est ainsi chauffée. À titre d’exemple, la première portion 17 représente un tiers de la dimension longitudinale du premier lit fixe 7. La portion du tube 4 qui ne comprend pas le module chauffant 16 est la deuxième portion 18.
Selon une possibilité, la première portion 17 recevant le module chauffant 16 correspond au décalage axial des extrémités proximales du premier et deuxième lits fixe 7, 11. L’extrémité proximale du deuxième lit fixe 11 est agencée au niveau de la deuxième portion 18.
Ainsi, le module chauffant assure le chauffage de la première portion 17 du premier tube 4 pour porter le premier lit fixe à une température d’activation du catalyseur. Les réactifs introduits dans le premier lit fixe 7 par l’entrée 12 sont chauffés par contact du premier lit fixe 7 et la réaction débute. Selon une possibilité, la réaction étant exothermique, elle libère de l’énergie dans le premier lit fixe 7. Le flux circulant dans la chambre réactionnelle de l’entrée vers la sortie la température du premier lit fixe 7 est maintenue à une température d’activation du catalyseur sur au moins une portion du tube 4 sans la nécessité d’avoir un module chauffant 16 agencé tout le long du tube 4. Au fil du tube 4 en direction de la sortie 13, le premier lit fixe 7 transfère également ses calories vers le deuxième lit fixe 11 ce qui permet à la fois de chauffer le deuxième lit fixe 11 et de refroidir le premier lit fixe 7 pour refroidir les produits et/ou réactifs n’ayant pas réagi. La disposition du réacteur-échangeur est configurée pour permettre le refroidissement progressif du premier lit fixe 7 et donc l’avancement de la réaction, avantageusement sans nécessiter de fluide caloporteur de refroidissement. La température doit cependant être assez élevée pour que le catalyseur soit actif, et supérieure à la température de condensation de l’eau formée à la pression du réacteur.
Selon un mode de réalisation, l’extrémité distale du premier lit fixe 7 et l’extrémité distale du deuxième lit fixe 11 sont décalées axialement. L’extrémité distale du premier lit fixe 7 et l’extrémité distale du deuxième lit fixe 11 sont décalées selon l’axe longitudinal 20 du réacteur-échangeur 1. Préférentiellement, le décalage axial des extrémités proximales et des extrémités distales est du même type. Préférentiellement, l’extrémité distale du premier lit fixe 7 est plus proximale que l’extrémité distale du deuxième lit fixe 11. Le deuxième lit fixe 11 s’étend ainsi plus en aval que le premier lit fixe 7 qui s’étend pour sa part plus en amont. Selon un autre mode de réalisation illustrée par exemple en Figure 1, le module chauffant 16 comprend 3 éléments chauffants 16a, 16b, 16c placés autour du premier du tube 4. La puissance de chacun des éléments chauffants est régulée pour contrôler la température dans le premier lit fixe 7. Le premier élément chauffant 16a est le plus proximal.
À titre d’exemple, le premier élément chauffant 16a est configuré pour assurer une température régulée dans le premier lit fixe 7 comprise entre 250-500°C et de préférence dans la gamme 300-360°C pour le premier élément chauffant 16a.
Selon une possibilité préférée, les éléments chauffants supplémentaires 16b, 16c sont régulés à une température inférieure à celle du premier élément chauffant 16a pour permettre le refroidissement progressif du premier lit fixe 7 et donc l’avancement de la réaction. La température doit cependant être assez élevée pour que le catalyseur soit actif, et supérieure à la température de condensation de l’eau formée à la pression du réacteur. Par exemple dans la gamme 150-300°C et de préférence dans la gamme 180-220°C.
Le réacteur-échangeur 1 comprend un isolant 26 assurant une isolation thermique des réacteurs 2,3 de façon à limiter les pertes thermiques et donc permettre un contrôle de la température dans le réacteur-échangeur 1 sans nécessité d’utiliser une forte puissance électrique dans le module chauffant 16. L’ensemble du réacteur- échangeur 1 est isolé de l’extérieur par une laine de roche ou tout autre isolant d’efficacité équivalente, plus précisément, l'extérieur de l'enceinte du réacteur échangeur, plus précisément du premier réacteur 2 est isolé de l'extérieur. L’isolant 26 est agencé au contact de la paroi externe 5 du tube 4 ou de la surface extérieure du module chauffant 16 sur les portions du tube 4 recevant le module chauffant 16. L’isolant 26 présente préférentiellement une conductivité thermique inférieure ou égale à 0.05 W/m/K. L’épaisseur de l’isolant 26 est préférentielle dans la gamme 5-80 mm et de préférence dans la gamme 10-40 mm. L’isolant 26 présente par exemple une épaisseur de l’ordre 40mm.
Selon un mode de réalisation préféré, le réacteur échangeur 1 comprend un module de traitement des produits et/ou réactifs issus du premier réacteur 2. Le module de traitement est avantageusement agencé sur le circuit de connexion 24 assurant la connexion fluidique entre la sortie 13 du premier réacteur 2 et l'entrée 14 du deuxième réacteur 3. Le module de traitement assure un traitement des produits et/ou réactifs n'ayant pas réagis issus du premier réacteur 2 avant de réintroduire au moins une partie de ceux-là dans le deuxième réacteur 3. De cette manière, le module de traitement permet avantageusement de décaler l'équilibre thermochimique de la réaction et permettre de pousser plus loin la réaction dans le deuxième réacteur 3.
Selon une possibilité, un module de traitement additionnel peut être ajouté à la sortie 14 du deuxième réacteur 3 pour traiter les produits et/ou réactifs n'ayant pas réagi en sortie 14 du deuxième réacteur 3.
Le module de traitement, et éventuellement le module de traitement additionnel, comprend par exemple un module de condensation 22 et avantageusement un dispositif de séparation 23.
Le réacteur-échangeur 1 selon l’invention est avantageusement associé à un module de condensation 22 pour former un système de réacteur.
Le réacteur-échangeur 1 comprend au moins un module de condensation comprenant au moins un condenseur 22 agencé en connexion fluidique avec la sortie 13 du premier réacteur 2. Le condenseur 22 est agencé avantageusement sur le circuit de connexion fluidique 24. Selon une possibilité, le réacteur-échangeur 1 comprend un condenseur additionnel agencé en connexion fluidique avec la sortie du deuxième réacteur 3. Selon une possibilité préférée, le condenseur est configuré pour assurer une condensation passive, c’est-à-dire qu’elle est par exemple réalisée par convection naturelle avec l’air. Le condenseur est configuré pour recevoir une phase gazeuse et fournir après condensation, une phase liquide et avantageusement selon l’invention une phase gazeuse.
En effet, afin d’obtenir un taux de conversion élevé, il est intéressant dans le cas de réactions équilibrées produisant de l’eau, ce qui est le cas des réactions d’hydrogénation de CO ou CO2, de condenser cette eau pour déplacer l’équilibre thermodynamique avant d’injecter les réactifs dans le deuxième réacteur. Cette condensation a lieu avantageusement à l’extérieur du réacteur-échangeur 1. La condensation est préférentiellement réalisée par un condenseur 22 utilisant la circulation d’un fluide froid ou avantageusement dans le cas de micro-méthanation par convection naturelle avec l’air ambiant. Avantageusement, le réacteur-échangeur 1 comprend au moins un condenseur 22. Selon une possibilité préférée, le réacteur- échangeur 1 comprend un condenseur 22a et un condenseur additionnel 22b chacun respectivement connecté fluidiquement à la sortie 13 du premier réacteur 2 et à la sortie 15 du deuxième réacteur 3. Le ou les condenseurs 22a, 22b permettent de supprimer l’eau de la réaction avant l’utilisation des autres produits. Préférentiellement, à la sortie d'un condenseur 22a et/ou 22b, il y a une phase liquide et une phase gazeuse qu’il faut séparer. Le réacteur-échangeur 1 comprend avantageusement au moins un dispositif de séparation de phase 23. Le dispositif de séparation de phase est avantageusement agencé sur le circuit de connexion fluidique 24 assurant la connexion fluidique de la sortie 13 du premier réacteur 2 à l'entrée 14 du deuxième réacteur 3 Le dispositif de séparation de phase 23 est avantageusement configuré pour séparer une phase liquide, d’une phase gazeuse. Le dispositif de séparation de phase 23 est avantageusement connecté fluidiquement au condenseur 22. Préférentiellement, chaque condenseur 22a, 22b est connecté fluidiquement à un dispositif de séparation de phase 23a, 23b. Avantageusement, le dispositif de séparation de phase 23 est passif. À titre d’exemple, le dispositif de séparation de phase 23 est un purgeur automatique.
Avantageusement, à la sortie du dispositif de séparation de phase 23, plus précisément du dispositif de séparation de phase 23a, la phase liquide est préférentiellement recyclée par exemple dans un électrolyseur classiquement utilisé pour la production d’hydrogène à partir de l’eau tandis que la phase gazeuse est injectée dans le deuxième réacteur 3 par le circuit de connexion fluidique 24 au niveau de l'entrée 14 du deuxième réacteur 3.
Le réacteur peut être obtenu par l’une des méthodes connues de l’homme de l’art, par exemple à partir de tubes préformés soudés avec apport de matière ou sans apport de matière, par brasage ou encore par une technique de fabrication additive. Les étanchéités peuvent être faites par des joints connus de l’homme de l’art ou par soudage si le démontage ultérieur n’est pas nécessaire.
Selon l’invention, le catalyseur est par exemple choisi pour être à l’état solide sous forme de poudre.
Préférentiellement, le réacteur-échangeur est configuré pour assurer une réaction catalytique sous pression. Préférentiellement, la pression dans le réacteur- échangeur 1 plus précisément dans chaque réacteur 2, 3 est supérieure à la pression atmosphérique. À titre d’exemple, une pression de 5 bars, soit 5.105 Pascal, peut être mise en œuvre.
À titre d’exemple, le réacteur-échangeur 1 permet la mise en œuvre des réactions catalytiques de production de méthane à partir de gaz de synthèse. À titre d’exemple notamment pris pour la description de la présente invention, la réaction est une réaction de méthanation du CO2 à 5bars, soit 5.105 Pascals, sur un catalyseur 20%Nickel sur alumine gamma.
Les principales réactions lors de la méthanation du CO2en jeu sont : CO + 3W2 CW4 + H20 (AHr 298 K = -206.1 kJ /mol) (Rl) C02 + 4H2 CW4 + 2H2O (AHr 298 7f = -165.0 kJ/mol)(R2) C0 + H20 C02 + H2 (AHr 298 K = -41.2 kJ/ mol) (R3) Les réactions en jeu sont alors très exothermiques.
D’autres exemples de réactions peuvent être mis en œuvre dans le réacteur- échangeur 1 selon l’invention telle que : la méthanation de CO2, la méthanation de CO ou de mélange CO/CO2 les réactions de synthèse du méthanol et du DME les réactions de Fisher-Tropsh le reformage humide ou à sec du méthane ou d’autres hydrocarbures
Le réacteur-échangeur selon l’invention permet la mise en place d’un procédé de synthèse catalytique.
Avantageusement, les réactifs sont préalablement mélangés avant leur entrée dans le réacteur-échangeur 1. Les réactifs, préférentiellement préalablement mélangés, pénètrent dans le réacteur-échangeur 1 , plus précisément ils sont introduits dans le premier réacteur 2 par une entrée 12. Préférentiellement, les réactifs sont introduits à température ambiante dans le premier réacteur 2. L’entrée dans le premier réacteur 2 se fait par une entrée 12 formée par exemple par un conduit radial, tel qu’illustré sur les figures 1 à 3, ou axial. Avantageusement, les réactifs sont réchauffés par exemple par convection thermique avec les parois, préférentiellement métalliques, d'au moins un des deux tubes 4, 8. Les réactifs entrant dans le premier réacteur 2 sont en contact avec la paroi interne 6 du premier tube 4 et avec la paroi externe 9 du deuxième tube 8. Les réactifs entrent ensuite également en contact par diffusion/dispersion avec le premier lit fixe 7. Préférentiellement, en passant au travers du bouchon poreux 19 proximal.
Le démarrage de la réaction catalytique dans le premier réacteur 2 est initiée lorsque le premier lit fixe 7 est porté à une température suffisante. Cette température dépend de la réaction visée, du catalyseur et de la pression. À titre d’exemple, dans le cas de méthanation de CO2 utilisant un catalyseur à base de nickel finement dispersé sur un support d’alumine poreuse, et si le catalyseur a été correctement activé, une température d’environ 250°C est nécessaire. Pour atteindre la température cible, selon un exemple préféré, un module chauffant 16 placé avantageusement à l’extérieur du premier tube 4 permet la montée en température du premier lit fixe 7 par conduction thermique. Préférentiellement, au démarrage, la puissance nécessaire est générée par effet joule dans le module chauffant 16. Puis, avantageusement en fonctionnement, la réaction de méthanation exothermique génère la chaleur nécessaire au maintien en température du premier lit fixe 7. En fonctionnement établi, le dispositif ne consomme pas ou très peu d’électricité.
Puis, la réaction a lieu le long du premier étage et la chaleur de réaction est évacuée principalement vers l’extérieur par convection naturelle par exemple entre l’air ambiant et la paroi extérieure 5 du premier tube 4 du premier réacteur 2 ou entre l'air ambiant et la paroi extérieure de l'isolant 26 ou la paroi extérieure du module chauffant 16 lorsque le réacteur en est équipé. Selon une possibilité, la chaleur de réaction est au moins partiellement évacuée vers l'intérieur par conduction par exemple avec la paroi externe 9 du deuxième tube 8 du deuxième réacteur 3.
Préférentiellement, les produits de la réaction et/ou les réactifs n’ayant pas réagi ressortent du premier réacteur 2 par la sortie 13 du tube 4 après avoir avantageusement traversé un bouchon poreux 19 distal pour sortir du premier lit fixe 7. Avantageusement, les produits de la réaction et/ou les réactifs n’ayant pas réagi débouche par la sortie 13 dans le circuit de connexion fluidique 24.
Selon une possibilité, le flux sortant du premier réacteur 2 traverse un module de traitement avantageusement agencé sur le circuit de connexion fluidique 24, tel que par exemple un condenseur 22. Le condenseur 22 assure la condensation, préférentiellement passive, de produit de la réaction de sorte à avantageusement déplacer l’équilibre réactionnel. Dans le cas de la réaction de méthanation, de l’eau est produite dans le premier réacteur 2. En condensant l’eau en sortie du premier réacteur 2, l’équilibre de la réaction sera déplacé dans le deuxième réacteur 3.
Selon une possibilité préférée, la phase liquide condensée par le condenseur et la phase gazeuse non condensée ressortent du condenseur 22 et sont séparées par un dispositif de séparation 23. La phase liquide condensée est évacuée pour être éventuellement recyclée dans une phase du procédé de méthanation et la phase gazeuse est injectée dans le deuxième réacteur 3 au niveau de l’entrée 14 avantageusement grâce au circuit de connexion fluidique 24.
Tout ou partie des produits et/ou réactifs n’ayant pas réagi en sortie du premier réacteur 2 et n’ayant avantageusement pas été condensés dans le condenseur 22 sont réintroduits dans le deuxième réacteur 3, préférentiellement à l’état gazeux.
Tout ou partie des produits et/ou réactifs n’ayant pas réagi entrent, avantageusement à la température ambiante dans le deuxième réacteur 3 et ne réagissent que lorsqu’ils arrivent au contact du deuxième lit fixe 11. Le deuxième lit fixe 11 ayant été porté à une température cible d’activation du catalyseur. Pour cela, le premier réacteur 2 a transféré des calories depuis le premier lit fixe 7 vers le deuxième lit fixe 11. Les calories provenant du module chauffant 16 et/ou de la réaction exothermique se déroulant dans le premier réacteur 2.
Puis, la réaction a lieu le long du deuxième étage et la chaleur de réaction est évacuée. En dernière portion 27 du deuxième réacteur 2, la chaleur de réaction est évacuée avantageusement principalement vers l’extérieur par convection naturelle entre l’air ambiant et la paroi extérieure 9 du deuxième tube 8 du deuxième réacteur 3. Préférentiellement, les produits de la réaction et/ou les réactifs n’ayant pas réagi ressortent du deuxième réacteur 3 par la sortie 15 du tube 8 après avoir avantageusement traversé un bouchon poreux 19 distal pour sortir du deuxième lit fixe 11. Avantageusement, la circulation des réactifs et produits de la réaction dans le premier réacteur 2 et dans le deuxième réacteur 3 se fait suivant une même direction. La circulation dans le premier réacteur 2 et dans le deuxième réacteur 3 est dite à cocourant.
Une simulation numérique a été réalisée pour dimensionner un réacteur de ce type pour la réaction de méthanation du CO2 avec un catalyseur nickel sur alumine. Le modèle numérique utilisé est celui décrit dans l’article « Dynamic Modeling and Simulations of the Behavior of a Fixed-Bed Reactor-Exchanger used for CO2 Methanation » AIChE Journal, 64 (2018), il utilise le modèle de cinétique de réaction décrit dans « Carbon dioxide methanation kinetic model on a commercial Ni/AI2O3 », Journal of CO2 Utilization 34 (2019), 256-265
Des simulations ont été réalisées sur deux réacteurs 2,3 du réacteur-échangeur 1 de méthanation contenant un catalyseur de nickel-alumine sous forme de grains de 500 pm et alimentés par un mélange à 5.105 Pascal (5 bar) de réactifs de composition molaire 80% H2 et 20% CO2 à 200°C. Un seul module chauffant 16 est utilisé et sa température est régulée à 350°C. Le coefficient d’échange vers l’extérieur est de 10 W/m/K et la conductivité thermique de l’isolant de 0,05 W/m/K. Les parois des tubes 4, 8 sont métalliques et ont une conductivité thermique de 17 W/m/K.
Le modèle géométrique 2D-axisymétrique correspondant est représenté sur la figure 4.
Les simulations sont réalisées pour 4 conditions de débit : d’H2 de 1 , 2, 3 et 4 NL/min et de CO2 de 0.25, 0.5, 0.75 et 1 NL/min, soit des GHSV (Gas Hourly Space Velocity = vitesse volumétrique horaire correspondant au rapport du débit volumique entrant sur le volume du réacteur en h-1) respectivement de 750, 1510, 2270 et 3020h- 1. Les vitesses en fut vide sont comprises entre 1 ,5 et 12 cm/s conduisant à des pertes de pression inférieures à 100 mbar (dans la simulation, les pressions de sorties de deux réacteurs 2, 3 sont arbitrairement décalées de 500 mbar). Les tracés de la Figure 6 illustrent l’évolution axiale au centre de chaque canal de chaque réacteur 2, 3 de la température du lit fixe 7, 11 et du taux de conversion de CO2, l’abscisse comprise entre 0 et 0,225 m correspondant au canal du premier étage de réaction et celle comprise entre 0,225 et 0,45 m correspondant à celui du second étage de réaction. Le taux de conversion en sortie du premier étage varie selon les GHSV de 96 à 97% alors qu’en sortie du second étage, il est proche de 1 quel que soit le GHSV. Sur ce même graphique, les profils de température montrent un pic de température modérée (entre 425 et 550°C) pour le premier étage suivi d’un gradient modéré. Quel que soit le GHSV, la condensation dans le canal est évitée. Le maximum de température dans le canal du second étage est compris entre 300 et 400°C selon le débit.
La distribution de température dans les chambres de réaction, les tubes 4 et 8, le module chauffant 16 et l’isolant 26 sont illustrés sur la Figure 5 pour un GHSV de 2270 h-1, le maximum de 512°C est obtenu peu après l’extrémité proximale dans le premier lit catalytique 7. Le deuxième lit fixe catalytique 11 est quasiment isotherme à 300°C, après quelques centimètres nécessaires au chauffage des réactifs.
La Figure 6 montre l’évolution de la température au centre du premier lit 7, à 4 cm de l’extrémité proximale du premier lit fixe 7 en fonction du temps pour différentes puissances de chauffage. D’après cette simulation, pour une puissance de 150 W seulement, moins de 10 minutes sont nécessaires au redémarrage du réacteur après un arrêt complet. L’architecture proposée permet de plus un démarrage rapide du réacteur-échangeur en cas d’arrêt provoqué par exemple par un arrêt d’alimentation en hydrogène consécutif par exemple à un arrêt de la production d’électricité en absence de soleil ou de vent.
Cette optimisation assure que le réacteur-échangeur selon l’invention est adapté aux installations de petite taille typiquement de l’ordre de 0.25 à 1 Nm3/h d’hydrogène converti. Le réacteur échangeur peut être utilisé pour la production de combustibles décentralisée à partir d’énergie renouvelable, à l’échelle d’un site isolé tel qu’un site agricole, une communauté, une base de vie isolée.
Dans ces configurations, l’énergie renouvelable provient généralement de modules solaires photovoltaïques ou d’une turbine éolienne et est donc intermittente et limitée en quantité. La faible inertie thermique du réacteur-échangeur selon l’invention engendre des temps de démarrage et d’arrêt importants compatibles avec l’intermittence de la production.
Le réacteur dimensionné ici permet de traiter des débits de réactifs de 1,25 Nm3/h et d’avoir une conversion en méthane proche de 1 permettant l’utilisation directe du méthane généré après que l’eau produite ait été enlevée. Le traitement de débits supérieurs, par exemple de l’ordre 3 à 5 Nm3/h peut être fait en utilisant le même principe, mais en augmentant le diamètre du premier tube 4, ce qui augmente proportionnellement la surface d’échange. Pour conserver un GHSV équivalent, il le diamètre du deuxième tube 8 est augmenté en proportion, éventuellement un troisième tube est agencé dans le deuxième tube 8 pour limiter le volume du lit catalytique du second réacteur.
Alternativement, cette variante peut être mise en œuvre sans ajouter ce troisième tube, le volume du lit catalytique du deuxième réacteur 3 sera augmenté, le GHSV global sera réduit, mais le deuxième réacteur 3 étant peu exothermique, cette solution reste efficace.
L’invention n’est pas limitée aux modes de réalisations précédemment décrits et s’étend à tous les modes de réalisation couverts par les revendications.
LISTE DES REFERENCES
1. Réacteur-échangeur
2. Premier réacteur
3. Deuxième réacteur
4. Tube du premier réacteur
5. Paroi extérieure du premier réacteur
6. Paroi intérieure du premier réacteur
7. Premier lit fixe de catalyseur
8. Tube du deuxième réacteur
9. Paroi extérieure du deuxième réacteur
10. Paroi intérieure du deuxième réacteur
11. Deuxième lit fixe de catalyseur
12. Entrée du premier réacteur
13. Sortie du premier réacteur
14. Entrée du deuxième réacteur
15. Sortie du deuxième réacteur
16. Module chauffant
17. Première portion
18. Deuxième portion
19. Bouchon poreux
20. Axe longitudinal
21. Centre du premier réacteur
22. Condenseur
22a. Condenseur
22b. Condenseur
23. Séparateur de phase
2a. Séparateur de phase
23b. Séparateur de phase
24. Connexion fluidique
25. Portion amont
26. Isolant
27. Dernière portion du deuxième réacteur
28. Décalage axiale des extrémités proximales des lits fixes.
101. Puissance de chauffe de 50W. 8 102. Puissance de chauffe de 100W. 8
103. Puissance de chauffe de 150W. 8
104. Puissance de chauffe de 200W. 8
105. Puissance de chauffe de 250W. 8
106. Température d’allumage
1001. Température au centre du premier lit fixe pour un GHSV de 750 h'1
1002. Température au centre du premier lit fixe pour un GHSV de 1510 h'1
1003. Température au centre du premier lit fixe pour un GHSV de 2270 h'1
1004. Température au centre du premier lit fixe pour un GHSV de 3020 h'1
1011. Taux de conversion au centre du premier lit fixe pour un GHSV de 750 h'1
1012. Taux de conversion au centre du premier lit fixe pour un GHSV de 1510 h'1
1013. Taux de conversion au centre du premier lit fixe pour un GHSV de 2270 h'1
1014. Taux de conversion au centre du premier lit fixe pour un GHSV de 3020 h'1 2001.Température au centre du deuxième lit fixe pour un GHSV de 750
2002. Température au centre du deuxième lit fixe pour un GHSV de 1510 h'1
2003. Température au centre du deuxième lit fixe pour un GHSV de 2270 h'1
2004. Température au centre du deuxième lit fixe pour un GHSV de 3020 h'1
2011.Taux de conversion au centre du deuxième lit fixe pour un GHSV de 750 h'1
2012. Taux de conversion au centre du deuxième lit fixe pour un GHSV de 1510 h'1
2013. Taux de conversion au centre du deuxième lit fixe pour un GHSV de 2270 h'1
2014. Taux de conversion au centre du deuxième lit fixe pour un GHSV de 3020 h'1

Claims

25 REVENDICATIONS
1. Réacteur-échangeur (1) de synthèse catalytique comprenant un premier réacteur (2) apte à recevoir un premier lit fixe (7) de catalyseur, et un deuxième réacteur (3) apte à recevoir un deuxième lit fixe (11) de catalyseur, le premier réacteur (2) et le deuxième réacteur (3) étant agencés en série, caractérisé en ce que le deuxième réacteur (3) est agencé à l’intérieur du premier réacteur (2) de sorte que le deuxième réacteur (3) soit en contact avec le premier lit fixe (7) de catalyseur du premier réacteur (2) pour assurer un échange thermique entre le premier réacteur (2) et le deuxième réacteur (3) sans nécessiter de fluide caloporteur.
2. Réacteur-échangeur (1) de synthèse catalytique selon la revendication précédente comprenant un circuit de connexion (24) configuré pour assurer la connexion fluidique du premier réacteur (2) vers le deuxième réacteur (3), le circuit de connexion (24) étant agencé à l'extérieur du premier réacteur.
3. Réacteur-échangeur (1) de synthèse catalytique selon la revendication précédente dans lequel le premier réacteur (2) comprend une entrée (12) configurée pour assurer l’entrée de réactifs dans le premier réacteur (2) et une sortie (13) configurée pour assurer la sortie de produits et/ou réactifs n’ayant pas réagis hors du premier réacteur (2), et le deuxième réacteur (3) comprend une entrée (14) configurée pour assurer l’entrée dans le deuxième réacteur (3) de tout ou d'une partie de réactifs et/ou réactifs n’ayant pas réagi issus du premier réacteur (2) et/ou produits issus du premier réacteur (2) et une sortie (15) de produits et/ou réactifs n’ayant pas réagi hors du deuxième réacteur (3), la sortie (13) du premier réacteur (2) est connectée fluidiquement à l'entrée (14) du deuxième réacteur (3) par le circuit de connexion.
4. Réacteur-échangeur (1) de synthèse catalytique selon la revendication précédente dans lequel l'entrée (12) du premier réacteur (2) et l'entrée (14) du deuxième réacteur (3) sont agencées à une première extrémité, respectivement du premier réacteur (2) et du deuxième réacteur (3), la sortie (13) du premier réacteur (2) et la sortie (15) du deuxième réacteur (3) sont agencées à une deuxième extrémité, respectivement du premier réacteur (2) et du deuxième réacteur (3) opposée à la première extrémité.
5. Réacteur-échangeur (1) de synthèse catalytique selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel le deuxième réacteur (3) et le premier réacteur (2) sont concentriques.
6. Réacteur-échangeur (1) de synthèse catalytique selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel le premier réacteur (2) comprend un premier tube (4) définissant un volume intérieur configuré pour recevoir le deuxième réacteur (3) et le premier lit fixe (7) de catalyseur.
7. Réacteur-échangeur (1) de synthèse catalytique selon la revendication précédente dans lequel le premier réacteur (2) comprend une entrée (12) configurée pour assurer l’entrée de réactifs dans le premier réacteur (2) et une sortie (13) configurée pour assurer la sortie de produits et/ou réactifs n’ayant pas réagis hors du premier réacteur (2), l’entrée (12) et la sortie (13) étant agencées radialement sur le premier tube (4).
8. Réacteur-échangeur (1) de synthèse catalytique selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel le deuxième réacteur (3) comprend un deuxième tube (8) agencé dans le volume intérieur du premier réacteur (2) et définissant un volume intérieur configuré pour recevoir le deuxième lit fixe (11) de catalyseur.
9. Réacteur-échangeur (1) de synthèse catalytique selon la revendication précédente dans lequel le deuxième réacteur (3) comprend une entrée (14) configurée pour assurer l’entrée dans le deuxième réacteur de tout ou d'une partie de réactifs et/ou réactifs n’ayant pas réagi issus du premier réacteur (2) et/ou produits issus du premier réacteur (2) et une sortie (15) de produits et/ou réactifs n’ayant pas réagi hors du deuxième réacteur (3), l’entrée (14) et la sortie (15) étant agencées radialement ou axialement sur le deuxième tube (8).
10. Réacteur-échangeur (1) de synthèse catalytique selon les revendications 4 et 6 dans lequel une extrémité proximale du premier lit fixe (7) de catalyseur agencée au regard de l’entrée (12) du premier réacteur (2) est décalée suivant l'axe longitudinal (20) du premier réacteur (2) par rapport à une extrémité proximale du deuxième lit fixe (11) de catalyseur agencé au regard de l’entrée (14) du deuxième réacteur (3).
11. Réacteur-échangeur (1) de synthèse catalytique selon la revendication précédente dans lequel l’extrémité proximale du premier lit fixe (7) est agencée en amont de l’extrémité proximale du deuxième lit fixe (11).
12. Réacteur-échangeur (1) de synthèse catalytique selon l’une quelconque des revendications précédentes comprenant un module chauffant (16) agencé au contact direct de l’extérieur du premier réacteur (2).
13. Réacteur-échangeur (1) de synthèse catalytique selon la revendication précédente en combinaison de la revendication 3 dans lequel le module chauffant (16) est agencé sur une première portion (17) du premier tube (4) du premier réacteur (2) de dimension inférieure à la longueur totale du premier tube (4) du premier réacteur (2).
14. Réacteur - échangeur (1) de synthèse catalytique selon l’une quelconque des revendications précédentes en combinaison de la revendication 2 comprenant un module de traitement agencé en sortie du premier réacteur (2) sur le circuit de connexion (24) configuré pour assurer un traitement de produits et/ou réactifs n’ayant pas réagis en sortie du premier réacteur (2) avant leur introduction dans le deuxième réacteur (3).
15. Réacteur-échangeur (1) de synthèse catalytique selon l’une quelconque des revendications précédentes comprenant un module de condensation (22a) agencé en sortie du premier réacteur (2) configuré pour assurer la condensation d’eau produite dans le premier réacteur (2).
16. Réacteur-échangeur (1) de synthèse catalytique selon la revendication précédente comprenant un dispositif de séparation de phase (23a) agencé en sortie du module de condensation (22) configuré pour séparer la phase liquide de la phase gazeuse destinée à être réintroduire dans le deuxième réacteur (3).
17. Procédé de synthèse catalytique dans un réacteur échangeur (1) de synthèse catalytique selon l’une quelconque des revendications précédentes comprenant :
• L’injection de réactifs dans un premier réacteur (2) par une entrée (12)
• La réaction des réactifs dans le premier lit fixe (7) de catalyseur,
• La sortie des produits et/ou des réactifs n’ayant pas réagi par une sortie (15) hors du premier réacteur (2),
• Le transfert de l’énergie thermique du premier réacteur vers le deuxième réacteur par contact direct,
• L’injection de tout ou d'une partie de réactifs et/ou produits et/ou réactifs n’ayant pas réagi issus du premier réacteur (2) dans le deuxième réacteur (3) par une entrée (14),
• La réaction des réactifs dans le deuxième lit fixe (11) de catalyseur
• La sortie des produits et/ou réactifs n’ayant pas réagi hors du deuxième réacteur (3) par une sortie (15).
18. Procédé selon la revendication précédente comprenant le chauffage d’une première portion (17) du premier réacteur (2) par un module chauffant (16), 28
19. Procédé selon l'une quelconque des deux revendications précédentes comprenant la circulation des produits et/ou des réactifs n’ayant pas réagi dans le premier réacteur (2) et dans le deuxième réacteur (3) à co-courant.
20. Procédé selon l'une quelconque des trois revendications précédentes comprenant la circulation des produits et/ou des réactifs n’ayant pas réagi issus du premier réacteur (2) dans un circuit de connexion (24) agencé à l'extérieur du premier réacteur (2) et connecté fluidiquement à l'entrée (14) le deuxième réacteur (3).
21. Procédé selon l'une quelconque des quatre revendications précédentes comprenant la condensation des produits issus du premier réacteur (2) avant l’injection dans le deuxième réacteur (3) par un module de condensation (22a).
22. Procédé selon la revendication précédente comprenant la séparation d’une phase liquide et d’une phase gazeuse après condensation et avant l’injection de la phase gazeuse dans le deuxième réacteur (3) par un dispositif de séparation de phase (23a).
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