FR3001973A1

FR3001973A1 - Reforming gasoline charge with electricity generation comprises contacting gasoline charge with reforming catalyst in presence of hydrogen, cooling mixture with heat transfer fluid, and expanding vaporized heat transfer fluid in turbine

Info

Publication number: FR3001973A1
Application number: FR1351187A
Authority: FR
Inventors: Patrick Briot; Adrien Gomez; Eric Lemaire
Original assignee: IFP Energies Nouvelles IFPEN
Current assignee: IFP Energies Nouvelles IFPEN
Priority date: 2013-02-12
Filing date: 2013-02-12
Publication date: 2014-08-15

Abstract

Reforming a gasoline charge with electricity generation comprises (a) contacting (R1, R2, R3) gasoline charge with reforming catalyst in the presence of hydrogen to produce a mixture of reformed gas and hydrogen, (b) providing at least one heat transfer fluid (3) to a temperature below the temperature of the mixture and at a predetermined pressure, (c) cooling the mixture with the heat transfer fluid, and (d) expanding the vaporized heat transfer fluid obtained in step (c) in at least one turbine coupled to a generator (G) to produce electricity (5). Reforming a gasoline charge with electricity generation comprises (a) contacting (R1, R2, R3) gasoline charge with reforming catalyst in the presence of hydrogen to produce a mixture of reformed gas and hydrogen, (b) providing at least one heat transfer fluid (3) to a temperature below the temperature of the mixture and at a predetermined pressure so that the vaporization temperature of the fluid to the pressure is below the temperature of the mixture, (c) cooling the mixture with the heat transfer fluid, where the heat transfer fluid is vaporized during the cooling process, and (d) expanding the vaporized heat transfer fluid obtained in step (c) in at least one turbine coupled to a generator (G) to produce electricity (5).

Description

-1 La présente invention concerne le domaine du réformage catalytique des essences. Elle concerne aussi bien le procédé de réformage réalisé avec des réacteurs dits à lits fixes, procédé appelé réformage semi-régénératif, dans lequel le catalyseur ne circule pas à l'intérieur des réacteurs, que le procédé de réformage catalytique à lits circulants, appelé procédé de reformage catalytique continu ou à lits mobiles, procédé dans lequel le catalyseur circule d'un réacteur à l'autre. Le réformage catalytique est un procédé, bien connu de l'homme de l'art, permettant de produire des essences à haut indice d'octane ainsi que des aromatiques tels que le benzène, le toluène et les xylènes. Le réformage catalytique consiste à mettre en contact une charge hydrocarbonée de type essence c'est-à-dire une charge contenant des hydrocarbures ayant entre 5 et 10 atomes de carbone avec un catalyseur sous des conditions de températures et de pression élevées. Les catalyseurs de réformage catalytique sont constitués en général d'une phase métallique permettant les transferts d'hydrogène, communément du platine, un composé halogéné, communément du chlore et un support oxyde amorphe, usuellement de l'alumine. Des promoteurs additionnels sont généralement utilisés pour prévenir le frittage, et augmenter la sélectivité. Parmi ces promoteurs, on trouve de façon général du rhénium, de l'iridium, de l'étain, du palladium....The present invention relates to the field of catalytic reforming of gasolines. It concerns both the reforming process carried out with so-called fixed-bed reactors, a process called semi-regenerative reforming, in which the catalyst does not circulate inside the reactors, and the catalytic reforming process with circulating beds, known as catalytic reforming or moving-bed reforming process in which the catalyst flows from one reactor to another. Catalytic reforming is a method, well known to those skilled in the art, for producing high octane gasoline as well as aromatics such as benzene, toluene and xylenes. Catalytic reforming consists of bringing into contact a hydrocarbon feedstock of the gasoline type, that is to say a feedstock containing hydrocarbons having between 5 and 10 carbon atoms with a catalyst under conditions of high temperatures and high pressure. Catalytic reforming catalysts generally consist of a metal phase for the transfer of hydrogen, commonly platinum, a halogenated compound, commonly chlorine and an amorphous oxide support, usually alumina. Additional promoters are generally used to prevent sintering, and to increase selectivity. Among these promoters, there is generally rhenium, iridium, tin, palladium ....

En général, la partie réactionnelle du réformage catalytique est constituée par un nombre de réacteurs compris entre 2 et 5, et de façon privilégiée entre 2 et 4 réacteurs. Ces réacteurs peuvent fonctionner avec des lits fixes de catalyseur ou avec des lits circulants de catalyseur. Chaque réacteur est précédé d'un chauffage de la charge car les réactions prenant place dans ces réacteurs sont endothermiques. La charge est chauffée à des températures comprises entre 420 et 580°C, de façon préférée entre 460 et 540°C en présence d'hydrogène et sous une pression totale comprise entre 2 et 40 bar (c'est-à-dire entre 0,2 et 4 MPa), de façon préférée entre 3,5 bar et 20 bar (c'est-à-dire entre 0,35 et 2 MPa). Dans les réacteurs à lit fixe, la charge peut être injectée en haut du réacteur et s'écoulée vers le bas ou être injectée en bas du réacteur et remontée vers le haut du réacteur, communément appelé par l'homme de l'art "downflow" ou "upflow ". Dans les réacteurs à lit mobiles la charge circule conjointement avec le catalyseur du haut vers le bas.In general, the reaction portion of the catalytic reforming consists of a number of reactors between 2 and 5, and preferably between 2 and 4 reactors. These reactors can operate with fixed catalyst beds or with circulating catalyst beds. Each reactor is preceded by heating the charge because the reactions taking place in these reactors are endothermic. The filler is heated to temperatures between 420 and 580 ° C, preferably between 460 and 540 ° C in the presence of hydrogen and at a total pressure of between 2 and 40 bar (i.e. , 2 and 4 MPa), preferably between 3.5 bar and 20 bar (i.e. between 0.35 and 2 MPa). In fixed-bed reactors, the feedstock can be injected at the top of the reactor and flow downwards or be injected down the reactor and upstream of the reactor, commonly known by those skilled in the art. "or" upflow ". In moving bed reactors the charge flows together with the catalyst from top to bottom.

Ce type de procédé est décrit en détail dans les brevets US 4,212,726, US 4,325,807, US 4,431,522, US 4,483,766 , WO 93/22404. Dans le cas de réacteurs où le catalyseur est mobil, appelé réformage catalytique à lits mobiles ou à catalyseur circulant, les réacteurs peuvent être : - disposés côte à côte, le catalyseur étant transporté du fond d'un réacteur en tête du réacteur suivant puis arrivé au dernier réacteur, le catalyseur est alors amené vers la colonne de régénération par une ligne d'élévation (un dispositif similaire est décrit dans le brevet FR 2 961 215), soit - disposés en empilement vertical et le catalyseur s'écoule par gravité d'un réacteur au suivant situé au dessous du réacteur précédent. Une ligne d'élévation en fond du dernier réacteur permet d'introduire le catalyseur en tête de colonne de régénération (un dispositif similaire est décrit dans le brevet US 4,325,807). La présente invention concerne tous les types de procédés de réformage quelque soit la technologie des réacteurs. Elle consiste à récupérer de la chaleur perdue des effluents de réactions à basse température, classiquement inférieure à 200°C, et d'utiliser cette chaleur afin de produire de l'électricité permettant d'améliorer l'intérêt du procédé.This type of process is described in detail in US Patents 4,212,726, US 4,325,807, US 4,431,522, US 4,483,766, WO 93/22404. In the case of reactors where the catalyst is mobil, called catalytic reforming with moving beds or circulating catalyst, the reactors can be: - arranged side by side, the catalyst being transported from the bottom of a reactor at the head of the next reactor then arrived at the last reactor, the catalyst is then brought to the regeneration column by an elevation line (a similar device is described in patent FR 2 961 215), or - arranged in vertical stack and the catalyst flows by gravity d one reactor to the next located below the previous reactor. An elevation line at the bottom of the last reactor makes it possible to introduce the catalyst at the top of the regeneration column (a similar device is described in US Pat. No. 4,325,807). The present invention relates to all types of reforming processes whatever the technology of the reactors. It consists in recovering waste heat from low temperature reaction effluents, typically below 200 ° C, and using this heat to produce electricity to improve the interest of the process.

De manière générale, la présente invention concerne un procédé de reformage d'une charge d'essence avec production d'électricité, dans lequel on effectue les étapes suivantes : a) on met en contact la charge d'essence avec un catalyseur de reformage en présence d'hydrogène, de manière à produire un mélange composé d'une essence réformée et d'hydrogène, b) on fournit au moins un fluide caloporteur à une température inférieure à ladite température dudit mélange et à une pression déterminée de manière à ce que la température de vaporisation dudit fluide à ladite pression est inférieure à ladite température du mélange, c) on refroidit ledit mélange par échange de chaleur avec ledit fluide caloporteur, le fluide caloporteur étant vaporisé durant l'échange de chaleur, d) on détend le fluide caloporteur vaporisé obtenu à l'étape c) dans au moins une turbine couplé à une génératrice pour produire de l'électricité.In general, the present invention relates to a process for reforming a gasoline charge with electricity production, wherein the following steps are carried out: a) the gasoline feedstock is brought into contact with a reforming catalyst; the presence of hydrogen, so as to produce a mixture composed of a reformed gasoline and of hydrogen, b) at least one coolant is supplied at a temperature below said temperature of said mixture and at a pressure determined so that the vaporization temperature of said fluid at said pressure is lower than said temperature of the mixture, c) said mixture is cooled by heat exchange with said heat transfer fluid, the coolant being vaporized during the heat exchange, d) the fluid is expanded vaporized heat carrier obtained in step c) in at least one turbine coupled to a generator to produce electricity.

Selon l'invention, on effectue en outre les étapes suivantes : e) on condense le fluide caloporteur obtenu à l'étape d), f) on pompe le fluide caloporteur obtenu à l'étape e), à une pression égale à ladite pression déterminée à l'étape b), puis g) on recycle à l'étape c) le fluide caloporteur obtenu à l'étape f). 15 On peut en outre effectuer outre les étapes suivantes : h) on sépare le mélange refroidi à l'étape c) en une fraction enrichie en essence réformée et une fraction enrichie en hydrogène, i) on comprime au moins une partie de la fraction enrichie en hydrogène pour obtenir une fraction comprimée, 20 j) on sépare la fraction comprimée pour obtenir un gaz combustible et une phase liquide, k) on distille la phase liquide pour produire un effluent gazeux et un effluent liquide, et dans ce cas, à l'étape c) on peut refroidir ledit mélange, et en outre, au moins 25 l'un des flux choisis parmi la fraction comprimée, l'effluent gazeux, et l'effluent liquide, par échange de chaleur avec ledit fluide caloporteur, le fluide caloporteur étant vaporisé durant l'échange dechaleur. On peut, en outre, effectuer les étapes suivantes: I) on comprime une deuxième partie de la fraction enrichie en hydrogène et on 30 recycle ladite deuxième partie à l'étape a), m) avant l'étape j), on met en contact ladite essence réformée avec ladite fraction comprimée. A l'étape b), on peut fournir ledit fluide caloporteur à une température inférieure à 5 50°C et à une pression déterminée de manière à ce que la température de vaporisation dudit fluide à ladite pression soit inférieure à 50°C. A l'étape b), on peut choisir le fluide caloporteur de manière à ce qu'il comporte une température critique supérieure à la température dudit mélange obtenu à l'étape a). Ladite pression déterminée à l'étape b) peut être inférieure à la pression critique du 10 fluide caloporteur. Le fluide caloporteur peut comporter au moins l'un des composés suivants : un alcane comportant entre 1 et 7 atomes de carbone, un alcène comportant entre 1 et 7 atomes de carbone, un alcool, une molécule comportant une fonction amine, une molécule comportant une fonction thiol, une molécule comportant au moins un 15 atome de chlore. A l'étape d), la différence de pression du fluide caloporteur entre l'entrée et la sortie de la turbine peut être supérieure ou égale à 1 bar. A l'étape b), on peut fournir au moins deux fluides caloporteurs, chacun des fluides ayant une température inférieure à la température de l'effluent et une pression 20 déterminée de manière à ce que la température de vaporisation dudit fluide à ladite pression soit inférieure à la température de l'effluent. Dans ce cas, à l'étape c), on peut refroidir ledit mélange par échange de chaleur avec lesdits fluides caloporteurs, les fluides caloporteurs étant vaporisés durant l'échange de chaleur, et à l'étape d), on peut détendre chacun des fluides caloporteurs vaporisés obtenus à l'étape c) 25 dans au moins une turbine couplée à une génératrice pour produire de l'électricité. Dans ce cas, à l'étape b), lesdits deux fluides caloporteurs peuvent avoir des compositions différentes. Lesdits deux fluides caloporteurs peuvent également avoir des températures différentes.According to the invention, the following steps are further carried out: e) the heat transfer fluid obtained in step d) is condensed, f) the heat transfer fluid obtained in step e) is pumped at a pressure equal to the said pressure determined in step b), then g) recycle in step c) the heat transfer fluid obtained in step f). In addition, the following steps can be carried out: h) the mixture cooled in step c) is separated into a fraction enriched in reformed gasoline and a fraction enriched in hydrogen, i) at least a portion of the enriched fraction is compressed. to hydrogen to obtain a compressed fraction, j) separating the compressed fraction to obtain a combustible gas and a liquid phase, k) distilling the liquid phase to produce a gaseous effluent and a liquid effluent, and in this case, to step c) said mixture can be cooled, and in addition at least one of the streams selected from the compressed fraction, the gaseous effluent, and the liquid effluent, by heat exchange with said heat transfer fluid, the fluid coolant being vaporized during heat exchange. In addition, the following steps may be carried out: I) a second part of the hydrogen-enriched fraction is compressed and said second part is recycled to step a), m) before step j), contact said reformed gasoline with said compressed fraction. In step b), said heat transfer fluid can be supplied at a temperature below 50 ° C. and at a pressure determined so that the vaporization temperature of said fluid at said pressure is less than 50 ° C. In step b), the coolant can be chosen so that it comprises a critical temperature greater than the temperature of said mixture obtained in step a). Said pressure determined in step b) may be lower than the critical pressure of the heat transfer fluid. The heat-transfer fluid may comprise at least one of the following compounds: an alkane comprising between 1 and 7 carbon atoms, an alkene comprising between 1 and 7 carbon atoms, an alcohol, a molecule comprising an amine function, a molecule comprising a thiol function, a molecule comprising at least one chlorine atom. In step d), the pressure difference of the heat transfer fluid between the inlet and the outlet of the turbine may be greater than or equal to 1 bar. In step b), at least two heat transfer fluids can be provided, each of the fluids having a temperature below the temperature of the effluent and a pressure determined so that the vaporization temperature of said fluid at said pressure is less than the temperature of the effluent. In this case, in step c), said mixture can be cooled by heat exchange with said heat transfer fluids, the heat transfer fluids being vaporized during the heat exchange, and in step d), each of the vaporized heat transfer fluids obtained in step c) in at least one turbine coupled to a generator to produce electricity. In this case, in step b), said two heat transfer fluids may have different compositions. Said two heat transfer fluids may also have different temperatures.

D'autres caractéristiques et avantages de l'invention seront mieux compris et apparaîtront clairement à la lecture de la description faite ci-après en se référant aux dessins parmi lesquels : - Les figures 1 et 2 représentent des procédés classiques de réformage catalytique non conforme à l'invention : la figure 1 décrit le procédé dit "semi- régénératif" et la figure 2 le procédé dit à "lits circulants" ou "lits mobiles", - La figure 3 représente en détail le dispositif de récupération de chaleur pour production d'électricité mis en oeuvre dans les procédés selon l'invention, notamment décrits par les figures 4 et 5, - Les figures 4 et 5 représentent des exemples de réalisation de procédés de réformage selon l'invention. Description de la figure 1 : Procédé de réformage semi-régénératif. La charge constituée d'un mélange d'hydrocarbures possédant entre 5 et 12 atomes de carbone est acheminée par la ligne 1. Elle est mélangée à de l'hydrogène, arrivant par la ligne 2, à une pression comprise entre 10 et 20 bars (c'est-à-dire entre 1 et 2 MPa). Ce mélange traverse un échangeur de chaleur El où il est chauffé de 90°C à 400°C par les effluents finaux de la réaction, arrivant par la ligne 3, se trouvant à une température d'environ 450°C. Le mélange charge et hydrogène chaud, arrivant par la ligne 4, est alors chauffé dans un four Fl à 520°C, avant d'être injecté par la ligne 5 dans le premier réacteur Rl. Les effluents de la réaction sortent du réacteur R1 par la ligne 6, à plus basse température. Ils sont donc réchauffés dans un deuxième four F2, avant de pénétrer par la ligne 7 dans le deuxième réacteur R2. Les effluents du deuxième réacteur, ligne 8, sont réchauffés dans un troisième four F3, avant de pénétrer par la ligne 9 dans le troisième réacteur R3. Les effluents du troisième réacteur sortent par la ligne 10 afin d'être réchauffés par un quatrième four F4 avant de pénétrer dans un quatrième réacteur R4 par la ligne 11. Le catalyseur est sous forme de grain solide, par exemple sous forme de bille ayant entre 0,5 et 20 mm de diamètre ou sous forme de cylindre ayant entre 0,5 et 20 mm 30 de diamètre. Les grains de catalyseur sont composés d'un support poreux, par exemple une alumine, sur lequel a été déposé différents composés, notamment du platine et du chlore, et éventuellement de l'étain, du rhénium, de l'indium et/ou du phosphore. Les effluents finaux sont acheminés par la ligne 3 à l'échangeur de chaleur El, couramment nommé "échangeur charge-effluents", permettant de chauffer le mélange charge-hydrogène et de refroidir les effluents, évacués par la ligne 12, à une température de 110°C. Les effluents sont refroidis par un refroidisseur à air Al jusqu'à une température proche de 60°C puis par un refroidisseur à eau E2 jusqu'à une température voisine de 40°C. Ces effluents à 40°C circulant dans la ligne 14 sont mélangés avec des hydrocarbures condensés arrivant par la ligne 22, provenant de séparateurs gaz-liquide en aval de compresseurs avant d'être injectés dans un séparateur S1 fonctionnant par exemple à une pression entre 3 et 6 bar (c'est-à-dire entre 0,3 et 0,6 MPa). La phase liquide évacuée par la ligne 16, constituée d'hydrocarbures condensés, est réinjectée en aval du train de compression dans la ligne 28. La phase gazeuse, constituée d'un mélange d'hydrogène et d'hydrocarbures, est évacuée de S1 par la ligne 17. Une partie de cette phase vapeur, par exemple moins de 50%volume, est envoyée par la ligne 18 dans un compresseur Cl pour être comprimée à une pression comprise entre 10 et 20 bar (c'est-à-dire entre 1 et 2 MPa) avant d'être mélangée à la charge par la ligne 2.Other features and advantages of the invention will be better understood and will be clear from reading the description given below with reference to the drawings in which: FIGS. 1 and 2 show conventional methods of catalytic reforming which do not conform to FIG. the invention: FIG. 1 describes the so-called "semi-regenerative" process and FIG. 2 the so-called "circulating beds" or "moving beds" method; FIG. 3 represents in detail the heat recovery device for the production of electricity used in the processes according to the invention, in particular described in FIGS. 4 and 5; FIGS. 4 and 5 show exemplary embodiments of reforming processes according to the invention. Description of Figure 1: Semi-regenerative reforming process. The charge consisting of a mixture of hydrocarbons having between 5 and 12 carbon atoms is conveyed via line 1. It is mixed with hydrogen, arriving via line 2, at a pressure of between 10 and 20 bar ( that is to say between 1 and 2 MPa). This mixture passes through a heat exchanger E1 where it is heated from 90 ° C to 400 ° C by the final effluents of the reaction, arriving via line 3, at a temperature of about 450 ° C. The charge mixture and hot hydrogen, arriving via line 4, is then heated in an oven Fl at 520 ° C, before being injected via line 5 into the first reactor R1. The effluents of the reaction leave reactor R1 via line 6, at a lower temperature. They are therefore heated in a second furnace F2, before entering via line 7 in the second reactor R2. The effluents from the second reactor, line 8, are heated in a third furnace F3, before entering via line 9 into the third reactor R3. The effluents from the third reactor exit via line 10 in order to be reheated by a fourth furnace F4 before entering a fourth reactor R4 via line 11. The catalyst is in the form of a solid grain, for example in the form of a ball having between 0.5 and 20 mm in diameter or in the form of a cylinder having between 0.5 and 20 mm in diameter. The catalyst grains are composed of a porous support, for example an alumina, on which various compounds have been deposited, in particular platinum and chlorine, and optionally tin, rhenium, indium and / or phosphorus. The final effluents are conveyed via line 3 to the heat exchanger E1, commonly called "charge-effluent exchanger", for heating the charge-hydrogen mixture and cooling the effluents, discharged via line 12, to a temperature of 110 ° C. The effluents are cooled by an air cooler Al to a temperature close to 60 ° C and then by a water cooler E2 to a temperature of 40 ° C. These effluents at 40 ° C circulating in line 14 are mixed with condensed hydrocarbons arriving via line 22, from gas-liquid separators downstream of compressors before being injected into a separator S1 operating for example at a pressure between 3 and 6 bar (i.e., between 0.3 and 0.6 MPa). The liquid phase discharged via line 16, consisting of condensed hydrocarbons, is reinjected downstream of the compression train in line 28. The gaseous phase, consisting of a mixture of hydrogen and hydrocarbons, is removed from S1 by line 17. A part of this vapor phase, for example less than 50% volume, is sent via line 18 in a compressor C1 to be compressed at a pressure of between 10 and 20 bar (that is to say between 1 and 2 MPa) before being mixed with the load via line 2.

Le restant de la phase gazeuse, de préférence au moins 50%volume, est envoyé dans un compresseur C2 par la ligne 19 pour être comprimé à une pression entre 5 et 9 bars (c'est-à-dire entre 0,5 et 0,9 MPa), puis est évacué par la ligne 20. Au cours de cette compression, la température du gaz s'est élevée à une température supérieure à 110°C. Un échangeur à eau E3 va abaisser la température du gaz aux environs de 40°C avant d'être injecté par la ligne 21 dans un séparateur gaz-liquide S2 à plus faible pression. La phase liquide évacuée de S2 par la ligne 22 va être recyclée à l'entrée du premier séparateur S1 en mélange avec la ligne 14. La phase gazeuse est amenée par la ligne 23 à un autre compresseur C3 pour être comprimée à une pression comprise entre 9 et 14 bar (c'est-à-dire entre 0,9 et 1,4 MPa), puis est évacuée par la ligne 24. Au cours de la compression, la température du gaz a augmenté et atteint des températures supérieures à 100°C. Un refroidisseur à eau E4 va abaisser la température du gaz à une température voisine de 40°C avant d'être injectée par la ligne 25 dans un séparateur gaz-liquide S3. La phase liquide, constituée d'hydrocarbures condensés, est évacuée par la ligne 26 afin d'être mélangée à la phase liquide de la ligne 22 et d'être recyclée en amont du séparateur S1. La phase gazeuse est acheminée par la ligne 27 à un compresseur C4 afin d'être comprimée à une pression comprise entre 14 et 30 bars (c'est-à-dire entre 1,4 et 3 MPa) et être évacué par la ligne 28. Cette phase gazeuse est mélangée à la phase liquide provenant du séparateur S1 arrivant par la ligne 16 avant d'être refroidie par un échangeur à eau E5 à une température voisine de 40°C, puis est évacuée par la ligne 29. Ce mélange est envoyé dans un séparateur gaz-liquide S4. La phase gazeuse constituée majoritairement d'hydrogène à plus de 95% est évacuée de S4 par la ligne 30 et est envoyée ensuite dans des réservoirs pour y être stockée ou utilisée par d'autres unités de raffinage.The remainder of the gaseous phase, preferably at least 50% by volume, is sent into a compressor C2 via line 19 to be compressed at a pressure between 5 and 9 bar (ie between 0.5 and 0). , 9 MPa), and is discharged through line 20. During this compression, the temperature of the gas rose to a temperature above 110 ° C. An E3 water exchanger will lower the temperature of the gas to around 40 ° C before being injected via line 21 into a gas-liquid separator S2 at lower pressure. The liquid phase discharged from S2 via line 22 will be recycled to the inlet of the first separator S1 mixed with line 14. The gas phase is fed via line 23 to another compressor C3 to be compressed at a pressure between 9 and 14 bar (that is, between 0.9 and 1.4 MPa) and is discharged through line 24. During compression, the temperature of the gas has increased and reaches temperatures above 100 ° C. A water cooler E4 will lower the temperature of the gas to a temperature of 40 ° C before being injected via line 25 into a gas-liquid separator S3. The liquid phase, consisting of condensed hydrocarbons, is discharged via line 26 in order to be mixed with the liquid phase of line 22 and to be recycled upstream of separator S1. The gas phase is conveyed via line 27 to a compressor C4 in order to be compressed at a pressure of between 14 and 30 bar (that is to say between 1.4 and 3 MPa) and to be discharged via line 28. This gaseous phase is mixed with the liquid phase coming from the separator S1 arriving via the line 16 before being cooled by a water exchanger E5 at a temperature in the region of 40 ° C. and then discharged through the line 29. This mixture is sent in a gas-liquid separator S4. The gaseous phase consisting predominantly of more than 95% hydrogen is removed from S4 via line 30 and is then sent to tanks for storage or use by other refining units.

La phase liquide évacuée de S4 par le conduit 31 est envoyée dans un séparateur gaz-liquide à plus basse pression S5 dans lequel la phase gazeuse est évacuée par la ligne 32 et est constituée majoritairement d'hydrogène et d'hydrocarbures légers (méthane, éthane, propane et butane). Cette phase gazeuse est communément appelée "fuel gas" et est utilisée comme combustible pour combler les différents besoins thermiques des procédés de raffinage. La phase liquide est acheminée par la ligne 33 à un échangeur E6 où elle va être chauffée à une température supérieure à 110°C par échange de chaleur avec le fluide de la ligne 41. La phase liquide chaude issue de E6 est acheminée par la ligne 34 dans un dispositif CA1 où les impuretés, notamment le chlore, vont être éliminées. La phase liquide épurée issue de CA1 par la ligne 35 va être réchauffée à une température supérieure à 150°C dans un échangeur E7 par échange de chaleur avec un fluide chaud provenant de la ligne 40 avant d'être injectée, par la ligne 36, dans une colonne de distillation CO2 permettant de séparer une coupe lourde constituée de composés possédant plus de 5 atomes de carbone (en fond de colonne) et d'une coupe légère constituée de composés ayant moins de 5 atomes de carbone (en tête de colonne). La coupe lourde est évacuée en fond de colonne CO2 par la ligne 37. Une partie de cette coupe est envoyée par la ligne 38 vers un échangeur E8 où elle sera réchauffée par de la vapeur avant d'être recyclée dans la colonne par la ligne 39. L'autre partie circulant dans la ligne 40 sert à réchauffer la charge de la colonne de distillation à travers les échangeurs E6 et E7 et sera envoyée par la ligne 42 à un refroidisseur à air A3 afin que sa température descende à 60°C, dans la ligne 43, puis à un refroidisseur à eau E10 afin que sa température soit voisine de 40°C dans la ligne 44, où elles sera envoyée vers des bacs de stockage. La partie légère est évacuée en tête de colonne CO2 par la ligne 43 où elle va être refroidie de 80°C par un refroidisseur à air A2. Puis la partie légère est envoyé par la ligne 44 à un refroidisseur à eau E9 à pour être refroidie à 40°C afin d'être envoyée par la ligne 45 dans un ballon séparateur B1. Dans ce ballon B1, l'eau liquide est évacuée par la ligne 46. La phase liquide, séparée dans B1, constituée d'hydrocarbures condensés sera recyclée dans la colonne CO2 par la ligne 47 afin de constituer le reflux de la colonne. La phase gazeuse est récupérée en tête de B1 par la ligne 48 afin d'être mélangée au flux de la ligne 31 en amont du séparateur S5. Dans ce type de procédé, lorsque le catalyseur est désactivé ou la température nécessaire pour atteindre les spécifications est trop élevée, l'unité est arrêtée et les catalyseurs sont régénérés.The liquid phase discharged from S4 through line 31 is sent to a gas-liquid separator at lower pressure S5 in which the gaseous phase is discharged via line 32 and consists mainly of hydrogen and light hydrocarbons (methane, ethane propane and butane). This gaseous phase is commonly called "fuel gas" and is used as fuel to meet the different thermal needs of refining processes. The liquid phase is conveyed via line 33 to an exchanger E6 where it will be heated to a temperature greater than 110 ° C. by heat exchange with the fluid of line 41. The hot liquid phase from E6 is conveyed by the line 34 in a CA1 device where the impurities, including chlorine, will be eliminated. The purified liquid phase resulting from CA1 via line 35 will be heated to a temperature greater than 150 ° C. in an exchanger E7 by heat exchange with a hot fluid coming from line 40 before being injected, via line 36, in a CO2 distillation column making it possible to separate a heavy cut consisting of compounds having more than 5 carbon atoms (at the bottom of the column) and of a light cut consisting of compounds having less than 5 carbon atoms (at the top of the column) . The heavy cut is evacuated at the bottom of the CO2 column by line 37. Part of this cut is sent via line 38 to an exchanger E8 where it will be heated by steam before being recycled to the column via line 39 The other part flowing in line 40 is used to heat the charge of the distillation column through exchangers E6 and E7 and will be sent via line 42 to an air cooler A3 so that its temperature drops to 60 ° C. in line 43, then to a water cooler E10 so that its temperature is close to 40 ° C in line 44, where they will be sent to storage bins. The light part is discharged at the top of the CO2 column by the line 43 where it will be cooled by 80 ° C by an air cooler A2. Then the light portion is sent via line 44 to a water cooler E9 to be cooled to 40 ° C to be sent through line 45 in a separator tank B1. In this flask B1, the liquid water is discharged via line 46. The liquid phase, separated in B1, consisting of condensed hydrocarbons will be recycled to the CO2 column via line 47 to constitute the reflux of the column. The gaseous phase is recovered at the head of B1 via line 48 in order to be mixed with the flow of line 31 upstream of separator S5. In this type of process, when the catalyst is deactivated or the temperature necessary to reach the specifications is too high, the unit is stopped and the catalysts are regenerated.

Description de la figure 2 : Procédé de réformage à lits mobiles. La charge constituée d'un mélange d'hydrocarbures possédant entre 5 et 10 atomes de carbone est acheminée par la ligne 1. Elle est mélangée à de l'hydrogène arrivant par la ligne 2 à une pression comprise entre 10 et 20 bars (c'est-à-dire entre 1 et 2 MPa). Ce mélange traverse un échangeur de chaleur El où il est chauffé de 90°C à 400°C par les effluents finaux de la réaction, arrivant par la ligne 3, se trouvant à une température d'environ 450°C. Le mélange charge et hydrogène chaud, arrivant par la ligne 4, est alors chauffé dans un four Fl à 520°C, avant d'être injecté par la ligne 5 dans le premier réacteur Rl. Les effluents de la réaction sort du réacteur R1 par la ligne 6, à plus basse température. Le catalyseur du premier réacteur R1 est envoyé par une ligne 7 jusqu'au deuxième réacteur R2. Les effluents du premier réacteur R1 sont donc réchauffés dans un deuxième four F2, avant de pénétrer par la ligne 8 dans le deuxième réacteur R2. Les effluents du deuxième réacteur R2, évacués par la ligne 9, sont réchauffés dans un troisième four F3, avant de pénétrer par la ligne 11 dans le troisième réacteur R3. Le catalyseur sortant du deuxième réacteur R2 est envoyé dans le troisième réacteur R3 par la ligne 10. Le catalyseur est sous forme de grain solide, par exemple sous forme de bille ayant entre 0,5 et 20 mm de diamètre afin de faciliter la circulation du catalyseur dans les réacteur R1, R2 et R3. Les grains de catalyseur sont composés d'un support poreux, par exemple une alumine, sur lequel a été déposé différents composés, notamment du platine et du chlore, et éventuellement de l'étain, du rhénium, de l'indium et/ou du phosphore. Les effluents du troisième réacteur sortent par la ligne 3 à l'échangeur de chaleur E1, couramment nommé "échangeur charge-effluents", permettant de chauffer le mélange charge-hydrogène et de refroidir les effluents à une température de 110°C évacué par la ligne 14. Le catalyseur désactivé par la coke engendré par la réaction est envoyé dans un régénérateur RR par la ligne 12. Dans le régénérateur, le catalyseur est régénéré par combustion en présence d'un gaz pauvre en oxygène et subit un traitement au chlore. Après régénération, le catalyseur est envoyé en tête du premier réacteur R1 par la ligne 13, où il subira une réduction en présence d'hydrogène avant d'être recyclé dans le premier réacteur Rl. Les effluents finaux issu de El par la ligne 14 sont refroidis par un refroidisseur à air Al jusqu'à une température proche de 60°C puis par un refroidisseur à eau E2 jusqu'à une température voisine de 40°C. Les effluents à 40°C issue de E2 par la ligne 16 sont mélangés avec des hydrocarbures condensés arrivant par la ligne 23, provenant de séparateurs gaz-liquide en aval de compresseurs avant d'être injectés dans un séparateur S1 fonctionnant à une pression comprise entre 3 et 6 bar (c'est-à-dire entre 0,3 et 0,6 MPa). La phase liquide évacuée de S1 par la ligne 17, constituée d'hydrocarbures condensés, est réinjectée en aval du train de compression dans la ligne 29. La phase gazeuse, constituée d'un mélange d'hydrogène et d'hydrocarbures, est évacuée de S1 par la ligne 18. Une partie de cette phase vapeur (de préférence moins 50% en volume) est envoyée dans un compresseur Cl par la ligne 19, pour être comprimée à une pression comprise entre 10 et 20 bar (c'est-à-dire entre 1 et 2 MPa)avant d'être mélangée à la charge via la ligne 2.Description of Figure 2: Process of reforming moving beds. The charge consisting of a mixture of hydrocarbons having between 5 and 10 carbon atoms is conveyed via line 1. It is mixed with hydrogen arriving via line 2 at a pressure of between 10 and 20 bar (c. that is, between 1 and 2 MPa). This mixture passes through a heat exchanger E1 where it is heated from 90 ° C to 400 ° C by the final effluents of the reaction, arriving via line 3, at a temperature of about 450 ° C. The charge mixture and hot hydrogen, arriving via line 4, is then heated in an oven Fl at 520 ° C, before being injected via line 5 into the first reactor R1. The effluents of the reaction leave reactor R1 via line 6, at a lower temperature. The catalyst of the first reactor R1 is sent via a line 7 to the second reactor R2. The effluents from the first reactor R1 are thus heated in a second furnace F2, before entering via line 8 into the second reactor R2. The effluents from the second reactor R2, discharged via line 9, are heated in a third furnace F3, before entering via line 11 into the third reactor R3. The catalyst leaving the second reactor R2 is sent to the third reactor R3 via line 10. The catalyst is in the form of a solid grain, for example in the form of a ball having between 0.5 and 20 mm in diameter in order to facilitate the circulation of the catalyst in the reactor R1, R2 and R3. The catalyst grains are composed of a porous support, for example an alumina, on which various compounds have been deposited, in particular platinum and chlorine, and optionally tin, rhenium, indium and / or phosphorus. The effluents of the third reactor exit via line 3 to the heat exchanger E1, commonly called "charge-effluent exchanger", for heating the charge-hydrogen mixture and to cool the effluents to a temperature of 110 ° C evacuated by the line 14. The coke deactivated catalyst generated by the reaction is fed to regenerator RR via line 12. In the regenerator, the catalyst is regenerated by combustion in the presence of a low oxygen gas and is treated with chlorine. After regeneration, the catalyst is sent to the top of the first reactor R1 via line 13, where it will undergo a reduction in the presence of hydrogen before being recycled to the first reactor R1. The final effluents from El by line 14 are cooled by an air cooler Al to a temperature close to 60 ° C and then by a water cooler E2 to a temperature of 40 ° C. The effluents at 40 ° C from E2 via line 16 are mixed with condensed hydrocarbons arriving via line 23, from gas-liquid separators downstream of compressors before being injected into a separator S1 operating at a pressure between 3 and 6 bar (i.e., between 0.3 and 0.6 MPa). The liquid phase discharged from S1 via line 17, consisting of condensed hydrocarbons, is reinjected downstream of the compression train in line 29. The gaseous phase, consisting of a mixture of hydrogen and hydrocarbons, is removed from S1 through line 18. Part of this vapor phase (preferably less than 50% by volume) is sent into a compressor C1 by line 19, to be compressed at a pressure of between 10 and 20 bar (ie say between 1 and 2 MPa) before being mixed with the load via line 2.

Le restant de la phase gazeuse, de préférence au moins 50% en volume, est envoyé dans un compresseur C2 par la ligne 20 pour être comprimé à une pression entre 5 et 9 bars (c'est-à-dire entre 0,5 et 0,9 MPa) et est évacué par la ligne 21. Au cours de cette compression, la température du gaz s'est élevée à une température supérieure à 110°C. Un échangeur à eau E3 va abaisser la température du gaz aux environs de 40°C avant d'être injecté par la ligne 22 dans un séparateur gaz-liquide S2 à plus faible pression. La phase liquide évacuée de S2 par la ligne 23 va être recyclée à l'entrée du premier séparateur S1 en étant mélangée avec le fluide de la ligne 16. La phase gazeuse est amenée par la ligne 24 à un autre compresseur C3 pour être comprimée à une pression comprise entre 9 et 14 bar (c'est-à-dire entre 0,9 et 1,4 MPa), puis est évacuée par la ligne 25. Au cours de la compression la température du gaz a augmenté et atteint des températures supérieures à 100°C. Un refroidisseur E4 à eau va abaisser la température du gaz à une température voisine de 40°C avant d'être injecté par la ligne 26 dans un séparateur gaz-liquide S3. La phase liquide, constituée d'hydrocarbures condensés, est évacuée de S3 par la ligne 27 afin d'être mélangée à la phase liquide de la ligne 23 et d'être recyclée en amont du séparateur S1. La phase gazeuse est acheminée par la ligne 28 à un compresseur C4 afin d'être comprimée à une pression comprise entre 14 et 30 bars (c'est-à-dire entre 1,4 et 3 MPa), puis est évacuée par la ligne 29. Cette phase gazeuse est mélangée à la phase liquide provenant du séparateur S1 par la ligne 17 avant d'être refroidie par un échangeur à eau E5 à une température voisine de 40°C, puis est évacuée par la ligne 30. Ce mélange est envoyé de E5 par la ligne 30 dans un séparateur gaz-liquide S4. La phase gazeuse constituée majoritairement d'hydrogène à plus de 95% évacuée en tête de S4 par la ligne 31 est envoyée ensuite dans des réservoirs pour y être stockée ou utilisée par d'autres unités de raffinage.The remainder of the gaseous phase, preferably at least 50% by volume, is fed into a compressor C2 via line 20 to be compressed at a pressure between 5 and 9 bar (i.e. 0.9 MPa) and is discharged through line 21. During this compression, the temperature of the gas rose to a temperature above 110 ° C. An E3 water exchanger will lower the temperature of the gas to about 40 ° C before being injected via line 22 into a gas-liquid separator S2 at lower pressure. The liquid phase discharged from S2 via line 23 will be recycled to the inlet of the first separator S1 while being mixed with the fluid of line 16. The gas phase is fed via line 24 to another compressor C3 to be compressed at a pressure between 9 and 14 bar (that is to say between 0.9 and 1.4 MPa), then is discharged through line 25. During compression the temperature of the gas has increased and reaches temperatures above 100 ° C. A water cooler E4 will lower the temperature of the gas to a temperature of 40 ° C before being injected via line 26 in a gas-liquid separator S3. The liquid phase, consisting of condensed hydrocarbons, is discharged from S3 via line 27 in order to be mixed with the liquid phase of line 23 and to be recycled upstream of separator S1. The gas phase is conveyed via line 28 to a compressor C4 in order to be compressed at a pressure of between 14 and 30 bar (that is to say between 1.4 and 3 MPa), then is evacuated by the line 29. This gaseous phase is mixed with the liquid phase from the separator S1 via the line 17 before being cooled by a water exchanger E5 at a temperature of 40 ° C, and then discharged through the line 30. This mixture is sent from E5 through line 30 in a gas-liquid separator S4. The gaseous phase consisting predominantly of more than 95% hydrogen discharged at the top of S4 via line 31 is then sent to tanks for storage or use by other refining units.

La phase liquide issue en fond de S2 est envoyée par la ligne 32 dans un séparateur gaz-liquide S5 à plus basse pression dans lequel la phase gazeuse est évacuée par la ligne 33 et est constituée majoritairement d'hydrogène et d'hydrocarbures légers (méthane, éthane, propane et butane). Cette phase gazeuse est communément appelée "fuel gas" et est utilisée comme combustible pour combler les différents besoins thermiques des procédés de raffinage. La phase liquide évacuée de S5 est acheminée par la ligne 34 à un échangeur de chaleur E6 où elle va être chauffée à une température supérieure à 110°C par échange de chaleur avec le fluide de la ligne 42. La ligne 35 achemine la charge liquide issue de E6 dans un dispositif CA1 où les impuretés, notamment le chlore, vont être éliminées. La phase liquide épurée issue de CA1 par la ligne 36 va être réchauffée à une température supérieure à 150°C dans un échangeur de chaleur E7 par échange de chaleur avec un fluide chaud arrivant par la ligne 41 avant d'être injectée par la ligne 37 dans une colonne de distillation CO2 permettant de séparer une coupe lourde constituée de composés possédant plus de 5 atomes de carbone (en fond de colonne) et d'une coupe légère constituée de composés ayant moins de 5 atomes de carbone (en tête de colonne). La coupe lourde est évacuée en fond de colonne CO2 par la ligne 38. Une partie de cette coupe est envoyée par la ligne 39 vers un échangeur E8 où elle est réchauffée par de la vapeur avant d'être recyclée dans la colonne par la ligne 40. L'autre partie circulant dans la ligne 41 sert à réchauffer la charge de la colonne de distillation à travers les échangeurs E6 et E7 et est envoyée par la ligne 43 à un refroidisseur air A3 afin que sa température descende à 60°C puis à un refroidisseur à eau E10 afin que sa température soit voisine de 40°C où elle sera envoyée par la ligne 45 vers des bacs de stockage. La partie légère est évacuée en tête de colonne CO2 par la ligne 44 où elle va être refroidie de 80°C par un refroidisseur à air A2. Puis la partie légère est introduite dans le refroidisseur à eau E9 par la ligne 45 pour être refroidie à 40°C afin d'être envoyée par la ligne 46 dans un ballon séparateur Bl. Dans ce ballon, l'eau liquide est évacuée par la ligne 47. La phase liquide, issue de B1, constituée d'hydrocarbures condensés est recyclée dans la colonne CO2 par la ligne 48 afin de constituer le reflux de la colonne. La phase gazeuse sera récupérée de B1 par la ligne 49 afin d'être mélangée au flux de la ligne 32 en amont du séparateur S5. Dans les procédés à lits mobiles, le catalyseur est régénéré en continu sans arrêt de 5 l'unité. Des appoints de catalyseur peuvent être effectués en cours de fonctionnement pour combler les pertes de catalyseur par attrition. Quelque soit la technologie de réacteur utilisée, la suite du traitement des effluents des réacteurs est commune dans les deux types de procédé de reformage, c'est-à10 dire les procédés de reformage semi-régénératif et les procédés de reformage à lits mobiles. Le refroidissement des effluents utilise des refroidisseurs à air (A1, A2 et A3sur les figures 1 et 2), consommant de l'électricité pour refroidir les effluents à une température d'environ 80°C et des refroidisseurs à eau (E2, E3, E4, E5, E9 et E10) 15 pour refroidir une partie des effluents à une température voisine de 40°C. Le refroidissement des effluents d'une température voisine de 200°C à environ 40°C consomme de l'énergie et la chaleur évacuée n'est pas valorisée. L'objet de la présente invention est de remédier à ce fait en permettant de 20 récupérer en partie la chaleur résiduelle de fluides à basse température, notamment à des températures inférieures ou égales à 200°C et, de façon préférée inférieure à 150°C, afin de produire de l'électricité. La présente invention propose de mettre en oeuvre, en différents endroits du 25 procédé de reformage, un cycle de Rankine à condensation améliorée afin de récupérer de l'énergie résiduelle sur les fluides ayant une température inférieure à 200°C et de façon préférée inférieure à 150°C. La présente invention propose de mettre en oeuvre un procédé de 30 récupération de chaleur permettant de produire de l'énergie mécanique, et en particulier de l'électricité. Ce procédé est constitué de deux étapes : - une étape d'échange de chaleur entre le fluide à basse température et un fluide caloporteur, permettant de vaporiser sous pression le fluide caloporteur - et un cycle de Rankine dont la détente du fluide caloporteur permettra de produire de l'énergie mécanique et donc de l'électricité.The liquid phase issuing at the bottom of S2 is sent via line 32 into a gas-liquid separator S5 at a lower pressure in which the gaseous phase is discharged via line 33 and consists mainly of hydrogen and light hydrocarbons (methane , ethane, propane and butane). This gaseous phase is commonly called "fuel gas" and is used as fuel to meet the different thermal needs of refining processes. The liquid phase discharged from S5 is conveyed via line 34 to a heat exchanger E6 where it will be heated to a temperature greater than 110 ° C. by heat exchange with the fluid of line 42. Line 35 conveys the liquid charge from E6 in a CA1 device where the impurities, especially chlorine, will be eliminated. The purified liquid phase from CA1 via line 36 will be heated to a temperature above 150 ° C in an E7 heat exchanger by heat exchange with a hot fluid arriving via line 41 before being injected via line 37 in a CO2 distillation column making it possible to separate a heavy cut consisting of compounds having more than 5 carbon atoms (at the bottom of the column) and of a light cut consisting of compounds having less than 5 carbon atoms (at the top of the column) . The heavy cut is evacuated at the bottom of the CO2 column by line 38. Part of this cut is sent via line 39 to an exchanger E8 where it is heated by steam before being recycled into the column by line 40 The other part flowing in the line 41 is used to heat the charge of the distillation column through the exchangers E6 and E7 and is sent via line 43 to an air cooler A3 so that its temperature drops to 60 ° C. and then to a water cooler E10 so that its temperature is close to 40 ° C where it will be sent via line 45 to storage bins. The light part is discharged at the top of the CO2 column by the line 44 where it will be cooled by 80 ° C by an air cooler A2. Then the light part is introduced into the water cooler E9 by the line 45 to be cooled to 40 ° C in order to be sent via the line 46 into a separator tank B1. In this balloon, the liquid water is evacuated by the line 47. The liquid phase, from B1, consisting of condensed hydrocarbons is recycled to the CO2 column by line 48 to constitute the reflux of the column. The gas phase will be recovered from B1 via line 49 to be mixed with the stream of line 32 upstream of separator S5. In moving bed processes, the catalyst is regenerated continuously without stopping the unit. Catalyst additions may be made during operation to compensate for catalyst losses by attrition. Regardless of the reactor technology used, further reactor effluent treatment is common in both types of reforming process, i.e. semi-regenerative reforming processes and moving bed reforming processes. The effluent cooling uses air coolers (A1, A2 and A3 in Figures 1 and 2), consuming electricity to cool the effluents to a temperature of about 80 ° C and water coolers (E2, E3, E4, E5, E9 and E10) to cool a portion of the effluents to a temperature of about 40 ° C. Cooling effluents from a temperature of about 200 ° C to about 40 ° C consumes energy and the heat removed is not valued. The object of the present invention is to remedy this fact by making it possible to partially recover the residual heat of fluids at low temperature, in particular at temperatures of less than or equal to 200 ° C. and, preferably, less than 150 ° C. , in order to produce electricity. It is an object of the present invention to provide, at different locations in the reforming process, an improved condensed Rankine cycle for recovering residual energy from fluids having a temperature of less than 200 ° C and preferably less than 200 ° C. 150 ° C. The present invention proposes to implement a heat recovery process for producing mechanical energy, and in particular electricity. This process consists of two steps: - a heat exchange step between the low temperature fluid and a coolant, to vaporize under pressure the coolant - and a Rankine cycle whose expansion of the heat transfer fluid will produce mechanical energy and therefore electricity.

Le procédé de la figure 4, respectivement de la figure 5, correspond au procédé de la figure 1, respectivement de la figure 2, dans lequel on a introduit le dispositif de récupération de chaleur RE pour produire de l'électricité décrit en référence à la figure 3. De manière à être lisible, les détails du dispositif RE sont décrits en référence à la figure 3, mais ne sont pas reportés sur les figures 4 et 5. La description de la figure 3 permet d'expliciter simplement le fonctionnement du dispositif de récupération de chaleur RE pour produire de l'électricité, mais en aucun il ne peut être limitatif de l'invention. En référence à la figure 3, la référence FC désigne la ligne ou les lignes qui transportent un ou plusieurs effluents provenant du procédé de reformage, ces fluides étant introduits dans le dispositif RE sur les figures 4 et 5. Ces effluents sont à une température relativement basse, par exemple à une température inférieure à 200°C, de préférence à une température comprise entre 50°C et 200°C, voire à une température inférieure à 150°C, mais nécessitant d'être refroidi à une température inférieure à 50°C pour être comprimés, stabilisés, liquéfiés, stockés, réintroduits dans le procédé de reformage ou envoyé vers une autre unité de traitement de la raffinerie. Le ou les effluents, liquides et/ou gazeux, à basse température acheminé par la ligne FC sont envoyés dans un échangeur de chaleur A permettant d'échanger 25 de la chaleur, avec un fluide caloporteur sous pression à plus basse température acheminée par la ligne 3. (dans ce cas, on ne met pas en oeuvre le dispositif A'). Le fluide caloporteur arrivant par la ligne 3 est à l'état liquide, à une température inférieure à celle du ou des fluides à basse température arrivant la ligne FC. Par exemple, le fluide caloporteur dans la ligne 3 est à une température 30 inférieure à 200°C, voir 100°C, de préférence inférieure 50°C. Afin de pouvoir refroidir le fluide FC, le fluide arrivant par la ligne 3 peut être à une température de préférence inférieure à 50°C, de préférence inférieure à 40°C, voire inférieure à 30°C. Avantageusement, dans le cas où l'échange de chaleur est mis en oeuvre avec plusieurs fluides caloporteurs dans l'échangeur A, lesdits fluides caloporteurs sont au moins chacun à des températures différentes à leur introduction dans l'échangeur. De préférence, le fluide caloporteur ainsi que la pression du fluide caloporteur circulant dans la ligne 3 sont choisis de manière à ce que la température de vaporisation du fluide caloporteur soit inférieure à la température du fluide arrivant par la ligne FC, par exemple à une température inférieure à 200°C, de préférence inférieure à 100°C, voir inférieure à 50°C. Afin de pouvoir refroidir le fluide FC issue d'une raffinerie à basse température, le fluide caloporteur ainsi que la pression du fluide caloporteur circulant dans la ligne 3 peut être choisi de manière à ce que la température de vaporisation du fluide caloporteur soit inférieure à 50°C, de préférence inférieure à 40°C, voire inférieure à 30°C. Par exemple, la pression du fluide caloporteur dans la ligne 3 est supérieure à 2 bars (c'est-à-dire 0,2 MPa), de préférence supérieure à 5 bars (c'est-à-dire 0,5 MPa), voire 10 bars (c'est-à-dire 1 MPa). De plus, le fluide caloporteur peut être choisi de manière à ce que sa température critique soit supérieure à la température du fluide dit à basse température. Par exemple la température critique du fluide caloporteur est supérieure à 250°C, et de façon privilégiée supérieure à 300°C. De préférence, la pression du fluide caloporteur à l'entrée de l'échangeur A dans la ligne 3 est inférieure à la pression critique du fluide caloporteur. Le fluide caloporteur peut comporter des alcanes et/ou des alcènes, comportant entre 1 et 7 atomes de carbone. Le fluide caloporteur peut comporter un alcool, par exemple du méthanol, de l'éthanol, du propanol, de l'isopropanol. Le fluide caloporteur peut comporter des molécules ayant une fonction amine, par exemple de la méthylamine, de l'éthylamine, ou des molécules ayant une fonction thiol, par exemple du methylmercaptan, de l'ethylmercaptan. Le fluide caloporteur peut également contenir des molécules comportant au moins un atome de chlore comme par exemple hexaflorocène C3F6. De préférence, le fluide caloporteur ne comporte pas exclusivement que de l'eau.The process of FIG. 4, respectively of FIG. 5, corresponds to the process of FIG. 1, respectively of FIG. 2, in which the heat recovery device RE has been introduced to produce electricity described with reference to FIG. FIG. 3. In order to be readable, the details of the device RE are described with reference to FIG. 3, but are not shown in FIGS. 4 and 5. The description of FIG. 3 makes it possible to simply explain the operation of the device. RE heat recovery to produce electricity, but in no way can be limiting of the invention. With reference to FIG. 3, the reference FC denotes the line or lines which carry one or more effluents originating from the reforming process, these fluids being introduced into the device RE in FIGS. 4 and 5. These effluents are at a relatively high temperature. low, for example at a temperature below 200 ° C, preferably at a temperature between 50 ° C and 200 ° C, or even at a temperature below 150 ° C, but requiring to be cooled to a temperature below 50 ° C to be compressed, stabilized, liquefied, stored, reintroduced into the reforming process or sent to another refinery processing unit. The effluent (s), liquid and / or gaseous, at low temperature conveyed by the FC line are sent into a heat exchanger A for exchanging heat, with a heat transfer fluid under pressure at the lower temperature conveyed by the line. 3. (In this case, device A 'is not used). The heat transfer fluid arriving via line 3 is in the liquid state at a temperature lower than that of the low temperature fluid or fluids arriving at the line FC. For example, the coolant in line 3 is at a temperature below 200 ° C, see 100 ° C, preferably below 50 ° C. In order to be able to cool the fluid FC, the fluid arriving via the line 3 may be at a temperature preferably of less than 50 ° C., preferably less than 40 ° C., or even less than 30 ° C. Advantageously, in the case where the heat exchange is implemented with several heat transfer fluids in the exchanger A, said heat transfer fluids are at least each at different temperatures at their introduction into the exchanger. Preferably, the heat transfer fluid and the pressure of the coolant circulating in the line 3 are chosen so that the vaporization temperature of the coolant is lower than the temperature of the fluid arriving via the line FC, for example at a temperature below 200 ° C, preferably below 100 ° C, see below 50 ° C. In order to be able to cool the FC fluid resulting from a refinery at low temperature, the coolant and the pressure of the heat transfer fluid flowing in the line 3 can be chosen so that the vaporization temperature of the heat transfer fluid is less than 50. ° C, preferably below 40 ° C, or even below 30 ° C. For example, the pressure of the coolant in line 3 is greater than 2 bar (ie 0.2 MPa), preferably greater than 5 bar (ie 0.5 MPa) or 10 bar (i.e. 1 MPa). In addition, the heat transfer fluid can be chosen so that its critical temperature is greater than the temperature of the low temperature fluid. For example, the critical temperature of the heat transfer fluid is greater than 250 ° C., and preferably greater than 300 ° C. Preferably, the pressure of the coolant at the inlet of the exchanger A in the line 3 is less than the critical pressure of the coolant. The heat transfer fluid may comprise alkanes and / or alkenes, comprising between 1 and 7 carbon atoms. The heat transfer fluid may comprise an alcohol, for example methanol, ethanol, propanol or isopropanol. The heat transfer fluid may comprise molecules having an amine function, for example methylamine, ethylamine, or molecules having a thiol function, for example methyl mercaptan, ethyl mercaptan. The heat transfer fluid may also contain molecules comprising at least one chlorine atom, for example hexaflorocene C3F6. Preferably, the coolant does not include only water.

Au cours de l'échange de chaleur dans le dispositif A, la température de l'effluent est abaissée. L'effluent refroidi sort de l'échangeur A par la ligne S à une température inférieure à celle qu'il avait à l'entrée de l'échangeur A. L'effluent refroidi est envoyé par la ligne S dans le procédé de reformage, dans un lieu de stockage ou dans une autre unité de traitement de la raffinerie, notamment comme indiqué dans la description des figures 4 et 5. Dans l'échangeur A, la chaleur cédée par l'effluent permet de vaporiser le fluide caloporteur sous pression. Le fluide caloporteur sous pression est évacué de l'échangeur de chaleur A sous forme vapeur et est envoyé par la ligne 4 dans un dispositif B mettant en oeuvre un cycle de Rankine pour produire de l'électricité. Dans le dispositif B, le fluide arrivant par la ligne 4 est détendu dans une ou plusieurs turbines T. L'axe de la ou des turbines T est couplé à une génératrice d'électricité G : la rotation de l'axe de la turbine T entraîne la génératrice G pour produire de l'électricité évacué du dispositif B par la ligne électrique 5.During the heat exchange in the device A, the temperature of the effluent is lowered. The cooled effluent exits the exchanger A via the line S at a temperature lower than that it had at the inlet of the exchanger A. The cooled effluent is sent via the line S in the reforming process, in a storage location or in another processing unit of the refinery, in particular as indicated in the description of FIGS. 4 and 5. In heat exchanger A, the heat transferred by the effluent makes it possible to vaporize the heat transfer fluid under pressure. The heat transfer fluid under pressure is discharged from the heat exchanger A in vapor form and is sent via line 4 into a device B implementing a Rankine cycle to produce electricity. In the device B, the fluid arriving via line 4 is expanded in one or more turbines T. The axis of the turbine or turbines T is coupled to an electricity generator G: the rotation of the axis of the turbine T drives the generator G to produce electricity discharged from the device B by the power line 5.

Eventuellement on peut prélever de la ligne 5 l'électricité nécessaire pour entrainer la pompe P. L'électricité peut être utilisée directement dans la raffinerie ou être revendue. Le fluide caloporteur est détendu d'au moins 1 bar (c'est-à-dire 0,1 MPa), de préférence au moins 2 bars (c'est-à-dire 0,2 MPa), voire au moins 5 bars (c'est-à-dire 0,5 MPa) à travers la ou les turbines T.Optionally we can take from line 5 the electricity needed to drive the pump P. The electricity can be used directly in the refinery or be resold. The coolant is expanded by at least 1 bar (i.e. 0.1 MPa), preferably at least 2 bar (i.e. 0.2 MPa), or even at least 5 bar (i.e. 0.5 MPa) through the turbine (s) T.

Dans le dispositif B, le fluide caloporteur issu de la turbine T est refroidi dans l'échangeur de chaleur E jusqu'à être totalement liquide. Alternativement, une partie du fluide caloporteur sortant de la turbine T, de préférence entre 2 et 10% volume du fluide, peut être introduit dans l'échangeur récupérateur de chaleur ER. Dans ce cas, le fluide caloporteur refroidi dans ER, ainsi que l'autre partie du fluide directement issue de la turbine T, sont ensuite refroidis dans l'échangeur de chaleur E jusqu'à être totalement liquide. Dans l'échangeur E, le fluide caloporteur est refroidi par échange de chaleur avec un fluide réfrigérant externe, par exemple de l'air, de l'eau ou un fluide cryogénique. Le fluide caloporteur liquide issu de l'échangeur E est introduit dans la pompe P pour être comprimé, pour subir une préchauffe avant d'être recyclé dans l'échangeur A, par la ligne 3, à une pression égale à ladite pression déterminée dans l'échangeur A. Eventuellement, le fluide caloporteur comprimé par la pompe P peut être injecté dans l'échangeur récupérateur ER avant d'être introduit dans l'échangeur A par la ligne 3. Le dispositif B peut, et de façon préférée, comprendre un ou plusieurs étages en série d'un agencement en série d'une turbine T et d'un échangeur récupérateur ER. Éventuellement, le fluide caloporteur issu de la pompe P peut être refroidi dans un échangeur de chaleur avec un fluide réfrigérant (non représenté sur la figure 3) avant d'être recyclé dans l'échangeur de chaleur A. Sans sortir du cadre de l'invention, le ou les effluents issus du procédé de reformage peuvent être refroidis au moyen de plusieurs fluides caloporteurs circulant dans des arrangements composés d'un échangeur et d'un cycle de Rankine similaires à l'échangeur A et au dispositif B, chacun des échangeurs pouvant fonctionner à différents niveaux de température. Sur la figure 3, on a représenté dispositif B' similaire au dispositif B, en plus de l'arrangement composé de l'échangeur A et du dispositif B. Le dispositif B' fonctionne sur le même principe que le dispositif B, avec l'échangeur de chaleur A. L'effluent introduit dans l'échangeur A par la ligne FC peut être refroidi dans l'échangeur de chaleur A par un deuxième fluide caloporteur arrivant par la ligne 3'. Le fluide caloporteur refroidi est évacué par la ligne 4' pour être introduit dans le dispositif B' mettant en oeuvre un cycle de Rankine pour produire de l'électricité. Dans le dispositif B', le fluide caloporteur est détendu dans la turbine T' couplée à la génératrice G' produisant de l'électricité évacué par la ligne 5'. Le fluide caloporteur sortant de la turbine T' passe tout ou en partie dans un échangeur récupérateur de chaleur ER'. Le fluide caloporteur refroidi dans ER' est ensuite condensé dans l'échangeur de chaleur E' jusqu'à être totalement liquide. Dans l'échangeur E', le fluide caloporteur est refroidi par échange de chaleur avec un fluide réfrigérant externe, par exemple de l'air, de l'eau ou un fluide cryogénique. Le fluide caloporteur liquide issu de l'échangeur E' est introduit dans la pompe P' pour être comprimé, puis injecté dans l'échangeur récupérateur ER' pour subir une préchauffe avant d'être recyclé dans l'échangeur A, par la ligne 3', à une pression égale à ladite pression déterminée dans l'échangeur A. Le dispositif B' peut, et de façon préférée, comprendre un ou plusieurs étages en série d'un agencement en série d'une turbine T' et d'un échangeur récupérateur ER'. Éventuellement, le fluide caloporteur issu de la pompe P' peut être refroidi dans un échangeur de chaleur avec un fluide réfrigérant (non représenté sur la figure 1) avant d'être recyclé dans l'échangeur de chaleur A par la ligne 3'. Dans le différent 5 arrangement composés des éléments A, B, et B', les fluides caloporteurs utilisés peuvent être les mêmes ou, alternativement, on peut utiliser plusieurs fluides caloporteurs différents. L'utilisation de plusieurs arrangements de fluides caloporteurs permet d'exploiter au maximum la chaleur résiduelle du fluide à basse température. Sans sortir du cadre de l'invention on peut mettre en oeuvre trois ou 10 plus de trois circuits de fluide réfrigérant dans des dispositifs similaires aux dispositifs B et B'. Les références de la figure 4, respectivement de la figure 5, identiques à celles de la figure 1, respectivement de la figure 2, correspondent aux mêmes 15 éléments. En référence à la figure 4, on introduit dans le dispositif de récupération de chaleur RE les fluides suivants : - l'essence réformée issue de l'échangeur de chaleur El par le conduit 12, 20 - les flux enrichis en hydrogène et comprimés par l'un des compresseur C2, C3, C4 arrivant respectivement par les conduits 19, 22, 26, - le flux gazeux produit en tête de la colonne CO2 et évacué par le conduit 42, - le flux liquide produit en fond de la colonne CO2 et évacué par le conduit 41. Chacun des flux refroidis dans l'échangeur de chaleur A sont évacués et 25 réinjectés dans le procédé de reformage, dans un lieu de stockage ou dans une autre unité de traitement de la raffinerie, notamment comme indiqué dans la description des figures 4 et 5. De manière plus précise, l'essence réformée arrivant par le conduit 12 dans le dispositif RE est évacuée par le conduit 13 pour être introduite dans le séparateur 30 51. Les flux enrichis en hydrogène arrivant respectivement par les conduits 19, 22, 26 sont respectivement évacués du dispositif RE par les conduits 20, 23, 27. Le flux gazeux arrivant par le conduit 42 dans le dispositif RE est évacué par le conduit 43 dans le ballon B1. Le flux liquide arrivant par le conduit 41 dans le dispositif RE est évacué par le conduit 46.In the device B, the heat transfer fluid from the turbine T is cooled in the heat exchanger E until it is completely liquid. Alternatively, a portion of the heat transfer fluid leaving the turbine T, preferably between 2 and 10% volume of the fluid, can be introduced into the heat recovery heat exchanger ER. In this case, the coolant cooled in ER, and the other part of the fluid directly from the turbine T, are then cooled in the heat exchanger E to be completely liquid. In the exchanger E, the coolant is cooled by heat exchange with an external refrigerant, for example air, water or a cryogenic fluid. The liquid heat transfer fluid from the exchanger E is introduced into the pump P to be compressed, to undergo a preheating before being recycled in the exchanger A, through the line 3, at a pressure equal to said pressure determined in FIG. Exchanger A. Optionally, the coolant compressed by the pump P can be injected into the recovery exchanger ER before being introduced into the exchanger A via line 3. The device B can, and preferably, include a or several stages in series of a series arrangement of a turbine T and a heat exchanger ER. Optionally, the heat transfer fluid from the pump P can be cooled in a heat exchanger with a refrigerant (not shown in Figure 3) before being recycled into the heat exchanger A. Without leaving the scope of the invention, the effluent or effluents from the reforming process can be cooled by means of several heat transfer fluids flowing in arrangements composed of a heat exchanger and a Rankine cycle similar to exchanger A and device B, each of the exchangers able to operate at different temperature levels. In FIG. 3, device B 'is shown similar to device B, in addition to the compound arrangement of exchanger A and device B. Device B' operates on the same principle as device B, with the heat exchanger A. The effluent introduced into the exchanger A via the line FC may be cooled in the heat exchanger A by a second heat transfer fluid arriving via the line 3 '. The cooled heat transfer fluid is discharged via line 4 'to be introduced into the device B' implementing a Rankine cycle to produce electricity. In the device B ', the coolant is expanded in the turbine T' coupled to the generator G 'producing electricity discharged through the line 5'. The coolant leaving the turbine T 'passes all or part of a heat exchanger ER' heat exchanger. The coolant cooled in ER 'is then condensed in the heat exchanger E' until it is completely liquid. In the exchanger E ', the coolant is cooled by heat exchange with an external refrigerant, for example air, water or a cryogenic fluid. The liquid heat transfer fluid from the exchanger E 'is introduced into the pump P' to be compressed, then injected into the recovery exchanger ER 'to undergo a preheating before being recycled in the exchanger A, through the line 3 at a pressure equal to said determined pressure in the exchanger A. The device B 'may, and preferably, comprise one or more stages in series of a series arrangement of a turbine T' and a recovery exchanger ER '. Optionally, the heat transfer fluid from the pump P 'can be cooled in a heat exchanger with a refrigerant (not shown in Figure 1) before being recycled into the heat exchanger A by the line 3'. In the different arrangements composed of elements A, B, and B ', the heat transfer fluids used may be the same or, alternatively, several different heat transfer fluids may be used. The use of several arrangements of heat transfer fluids makes it possible to exploit as much as possible the residual heat of the fluid at low temperature. Without departing from the scope of the invention, it is possible to use three or more refrigerant circuits in devices similar to devices B and B '. The references of FIG. 4, respectively of FIG. 5, identical to those of FIG. 1 and FIG. 2, respectively, correspond to the same elements. With reference to FIG. 4, the following fluids are introduced into the heat recovery device RE: the reformed gasoline resulting from the heat exchanger E1 through the duct 12, the streams enriched in hydrogen and compressed by the one of the compressors C2, C3, C4 arriving respectively via the ducts 19, 22, 26, the gaseous flow produced at the top of the CO 2 column and discharged through line 42, the liquid flow produced at the bottom of the CO 2 column and removed from the conduit 41. Each of the streams cooled in the heat exchanger A are evacuated and reinjected into the reforming process, in a storage location or in another refinery processing unit, in particular as indicated in the description. FIGS. 4 and 5. More precisely, the reformed gasoline arriving via the duct 12 in the device RE is evacuated via the duct 13 to be introduced into the separator 51. The flows enriched in hydrogen arriving respectively The ducts 19, 22, 26 are respectively evacuated from the device RE via the ducts 20, 23, 27. The gas stream arriving via the duct 42 in the device RE is discharged through line 43 into the flask B1. The liquid flow coming through line 41 into the device RE is discharged through line 46.

En référence à la figure 5, on introduit dans l'échangeur de chaleur A les fluides suivants : - l'essence réformée issue de l'échangeur de chaleur El par le conduit 13, - les flux enrichis en hydrogène et comprimés par l'un des compresseur C2, C3, C4 arrivant respectivement par les conduits 20, 23, 27, - le flux gazeux produit en tête de la colonne CO2 et évacué par le conduit 42, - le flux liquide produit en fond de la colonne CO2 et évacué par le conduit 41. Chacun des flux refroidis dans le dispositif RE sont évacués et réinjecté dans le procédé de reformage, dans un lieu de stockage ou dans une autre unité de traitement de la raffinerie, notamment comme indiqué dans la description des figures 15 4 et 5. De manière plus précise, l'essence réformée arrivant par le conduit 13 dans le dispositif RE est évacuée par le conduit 14 pour être introduite dans le séparateur S1. Les flux enrichis en hydrogène arrivant respectivement par les conduits 20, 23, 27 sont respectivement évacués du dispositif RE par les conduits 21, 24, 28. Le flux 20 gazeux arrivant par le conduit 42 dans le dispositif RE est évacué par le conduit 43 dans le ballon B1. Le flux liquide arrivant par le conduit 41 dans le dispositif RE est évacué par le conduit 46. La description des exemples ci-après permettront d'expliciter simplement les 25 différences de fonctionnement entre les procédés classiques de réformage catalytique non conforme à l'invention (figures 1 et 2) et les procédés selon l'invention (figures 4 et 5). Exemple 1 : Procédé de réformage non conforme à l'invention selon les 30 figures 1 et 2 : L'échangeur à l'air appelé communément aéroréfrigérant, noté Al sur les figures 1 et 2, possède une puissance thermique de 27,5 MW qui va entraîner une consommation électrique d'environ 200 kW. L'échangeur à l'air appelé communément aéroréfrigérant, noté A2 sur les figures 1 et 2, possède une puissance thermique de 3.12 MW qui va entraîner une consommation électrique d'environ 36 kW.With reference to FIG. 5, the following fluids are introduced into the heat exchanger A: the reformed gasoline resulting from the heat exchanger E1 via the pipe 13, the streams enriched in hydrogen and compressed by one compressor C2, C3, C4 respectively arriving through the ducts 20, 23, 27, the gaseous flow produced at the top of the CO 2 column and discharged via the duct 42, the liquid flow produced at the bottom of the CO 2 column and evacuated by the duct 41. Each of the cooled flows in the RE device are evacuated and reinjected into the reforming process, in a storage location or in another refinery processing unit, in particular as indicated in the description of FIGS. 4 and 5. More precisely, the reformed gasoline arriving via the duct 13 in the device RE is evacuated via the duct 14 to be introduced into the separator S1. The hydrogen-enriched streams arriving respectively via the ducts 20, 23, 27 are respectively discharged from the device RE via the ducts 21, 24, 28. The gas stream arriving via the duct 42 in the device RE is evacuated via the duct 43 the ball B1. The liquid flow coming through line 41 into device RE is evacuated via line 46. The description of the examples below will make it possible to simply explain the differences in operation between the conventional catalytic reforming processes not according to the invention ( Figures 1 and 2) and the methods according to the invention (Figures 4 and 5). EXAMPLE 1 Process of reforming not according to the invention according to FIGS. 1 and 2: The air-cooled exchanger commonly called air-cooled, noted Al in FIGS. 1 and 2, has a thermal power of 27.5 MW which will result in power consumption of about 200 kW. The air-cooled exchanger commonly referred to as a cooling coil, denoted A2 in FIGS. 1 and 2, has a thermal power of 3.12 MW which will result in a power consumption of approximately 36 kW.

L'échangeur à l'air appelé communément aéroréfrigérant, noté A3 sur les figures 1 et 2, possède une puissance thermique de 10.54 MW qui va entraîner une consommation électrique d'environ 66 kW. L'échangeur à eau E2 (figure 1 et figure 2) va utiliser environ 1161 tonnes/heure 10 d'eau froide, alimenté par une pompe dont la consommation électrique est d'environ 33 kW. L'échangeur à eau E3 (figure 1 et figure 2) va utiliser environ 803 tonnes/heure d'eau froide, alimenté par une pompe dont la consommation électrique est d'environ 22,8 kW. 15 L'échangeur à eau E4 (figure 1 et figure 2) va utiliser environ 789 tonnes/heure d'eau froide, alimenté par une pompe dont la consommation électrique est d'environ 22,4 kW. L'échangeur à eau E5 (figure 1 et figure 2) va utiliser environ 869 tonnes/heure d'eau froide, alimenté par une pompe dont la consommation électrique est d'environ 24,6 20 kW. L'échangeur à eau E9 (figure 1 et figure 2) va utiliser environ 570 tonnes/heure d'eau froide, alimenté par une pompe dont la consommation électrique est d'environ 16,4 kW. L'échangeur à eau E10 (figure 1 et figure 2) va utiliser environ 422 tonnes/heure 25 d'eau froide, alimenté par une pompe dont la consommation électrique est d'environ 12 kW. Au total, chacun des procédés de réformage catalytique selon l'une des figures 1 ou 2 va consommer 0,43 MW électrique pour refroidir les fluides dont la température est 30 voisine ou inférieure à 200°C pour les amener à une température de 43°C.The air-cooled exchanger commonly called air-cooled, denoted A3 in FIGS. 1 and 2, has a thermal power of 10.54 MW which will result in an electrical consumption of approximately 66 kW. The water exchanger E2 (FIG. 1 and FIG. 2) will use about 1161 tons / hour of cold water, fed by a pump whose power consumption is about 33 kW. The water exchanger E3 (Figure 1 and Figure 2) will use about 803 tons / hour of cold water, powered by a pump whose power consumption is about 22.8 kW. The water exchanger E4 (FIG. 1 and FIG. 2) will use about 789 tons / hour of cold water, supplied by a pump whose power consumption is about 22.4 kW. The water exchanger E5 (Figure 1 and Figure 2) will use about 869 tons / hour of cold water, powered by a pump whose power consumption is about 24.6 to 20 kW. The water exchanger E9 (Figure 1 and Figure 2) will use about 570 tons / hour of cold water, powered by a pump whose power consumption is about 16.4 kW. The water exchanger E10 (FIG. 1 and FIG. 2) will use about 422 tons / hour of cold water, supplied by a pump whose electrical consumption is about 12 kW. In total, each of the catalytic reforming processes according to one of FIGS. 1 or 2 will consume 0.43 MW of electricity to cool the fluids whose temperature is close to or below 200 ° C. to bring them to a temperature of 43 ° C. vs.

Exemple 2 : Procédé de réformage catalytique selon l'invention selon les figures 4 et 5: Les différents équipements décrits dans l'exemple 1 sont remplacés par le dispositif RE basé sur un cycle de Rankin (schématisé par la figure 3) dont le refroidissement des fluides sert à vaporiser un fluide qui est ensuite détendu dans une turbine permettant de produire de l'électricité. Les enchainements de fluides sont décrits dans les figures 4 et 5. Il s'agit du même exemple que dans le cas précédent mais dans lequel les 10 fluides chauds au lieu d'être refroidis dans des échangeurs à air et à eau froide sont refroidis par vaporisation d'un fluide caloporteur en l'occurrence du propane selon les figures 4 et 5 dans les dispositifs de récupération de chaleur RE. Les figures 4 et 5 permettent d'illustrer un exemple permettant d'expliciter le 15 fonctionnement du dispositif de récupération de chaleur RE. Cet exemple ne sert qu'à illustrer le procédé et ne peut être limitatif de l'invention. Les effluents sortant de l'échangeur de chaleur El sont envoyés dans le dispositif RE sur les figure 4 et 5. Ce fluide, d'un débit de 364 tonnes par heure et à une température de 109°C est amené dans l'échangeur de chaleur A du dispositif RE de récupération de chaleur 20 par la ligne 12 (figure 4) ou 13 (figure 5). Dans l'échangeur de chaleur A, le flux gazeux va être refroidit par deux fluides caloporteurs : - un premier fluide caloporteur X, constitué par du propane liquide à 34 bar (c'est-à-dire 3,4 MPa) et 56°C, - un deuxième fluide caloporteur Y, constitué par du propane liquide à 25 18,9 bar (c'est-à-dire 1,89 MPa) et 43,3°C, A l'issue de ces deux étapes d'échange de chaleur, le fluide qui, initialement était à 109°C, ressort de l'échangeur de RE par la ligne 13 (figure 4) ou par la ligne 14 (figure 5) à une température de 43°C. Les fluides caloporteurs X, Y vont subir une succession de détente dans des 30 turbines des dispositifs B et B'. La puissance électrique totale nette, représentée sur la figure 3 par la ligne 5 et 5', incluant la production des turbines de détente du propane et la consommation des pompes de mise en pression, représente 2,62 MW électrique. Le fluide gazeux sortant du compresseur C2 est envoyé dans le dispositif RE sur les figures 4 et 5. Ce fluide d'un débit de 52,2 tonnes par heure et à une température de 123°C est amené dans l'échangeur de chaleur A du dispositif de récupération de chaleur RE par la ligne 19 (figure 4) ou 20 (figure 5). Dans l'échangeur de chaleur A, le flux gazeux va être refroidit par deux fluides caloporteurs : - un premier fluide caloporteur X, constitué par du propane liquide à 34 bar (c'est-à-dire 3,4 MPa) et 56°C, - un deuxième fluide caloporteur Y, constitué par du propane liquide à 18.9 bar (c'est-à-dire 1,89 MPa) et 43,3°C, A l'issue de ces deux étapes d'échange de chaleur, le fluide qui, initialement 15 était à 123°C, ressort de RE par la ligne 20 (figure 4) ou 21 (figure 5) à une température de 43°C. Les fluides caloporteurs X, Y vont subir une succession de détente dans des turbines des dispositifs B et B' de récupération de chaleur RE illustré par la figure 3. La puissance électrique totale nette, représentée sur la figure 3 par les lignes 5 et 5', 20 incluant la production des turbines de détente du propane et la consommation des pompes de mise en pression, représente 0,46 MW électrique. Le fluide gazeux sortant du compresseur C3 est envoyé dans le dispositif RE sur les figures 4 et 5. Ce fluide d'un débit de 47,2 tonnes par heure et à une 25 température de 124°C est amené dans l'échangeur A du dispositif de récupération de chaleur RE par la ligne 22 (figure 4) ou 23 (figure 5). Dans l'échangeur de chaleur A, le flux gazeux va être refroidit par deux fluides caloporteurs : - un premier fluide caloporteur X, constitué par du propane liquide à 34 bar (c'est-à-dire 3,4 MPa) et 56°C, 30 - un deuxième fluide caloporteur Y, constitué par du propane liquide à 18.9 bar (c'est-à-dire 1,89 MPa) et 43,3°C, A l'issue de ces deux étapes d'échange de chaleur, le fluide qui, initialement était à 124°C, ressort de l'échangeur A par la ligne 23 (figure 4) ou 24 (figure 5) à une température de 43°C. Les fluides caloporteurs X, Y vont subir une succession de détente dans des turbines dans les dispositifs B et B' de la figure 3. La puissance électrique totale nette, représentée sur la figure 3 par les lignes 5 et 5', incluant la production des turbines de détente du propane et la consommation des pompes de mise en pression, représente 0,43 MW électrique.Example 2 Catalytic Reforming Process According to the Invention According to Figures 4 and 5: The different equipment described in Example 1 are replaced by the device based on a Rankin cycle (shown schematically in Figure 3), the cooling of fluids is used to vaporize a fluid which is then expanded in a turbine to produce electricity. The flow of fluids is described in FIGS. 4 and 5. This is the same example as in the previous case but in which the hot fluids instead of being cooled in air and cold water exchangers are cooled by vaporization of a coolant in this case propane according to Figures 4 and 5 in the heat recovery devices RE. Figures 4 and 5 illustrate an example for explaining the operation of the heat recovery device RE. This example serves only to illustrate the process and can not be limiting of the invention. The effluents exiting the heat exchanger E1 are sent into the device RE in FIGS. 4 and 5. This fluid, with a flow rate of 364 tonnes per hour and at a temperature of 109 ° C., is fed into the heat exchanger. heat A of the heat recovery device RE 20 via line 12 (FIG. 4) or 13 (FIG. 5). In the heat exchanger A, the gas flow will be cooled by two heat transfer fluids: a first heat transfer fluid X, consisting of liquid propane at 34 bar (ie 3.4 MPa) and 56 ° C, a second heat transfer fluid Y, consisting of liquid propane at 18.9 bar (ie 1.89 MPa) and 43.3 ° C., at the end of these two steps of heat exchange, the fluid which initially was at 109 ° C, spring from the RE exchanger by the line 13 (Figure 4) or by line 14 (Figure 5) at a temperature of 43 ° C. Heat transfer fluids X, Y will undergo a series of expansion in turbines of devices B and B '. The net total electric power, represented in FIG. 3 by line 5 and 5 ', including the production of the propane expansion turbines and the consumption of the pressurizing pumps, represents 2.62 MW of electricity. The gaseous fluid leaving the compressor C2 is sent into the device RE in FIGS. 4 and 5. This fluid with a flow rate of 52.2 tons per hour and at a temperature of 123 ° C. is fed into the heat exchanger A of the heat recovery device RE by the line 19 (Figure 4) or 20 (Figure 5). In the heat exchanger A, the gas flow will be cooled by two heat transfer fluids: a first heat transfer fluid X, consisting of liquid propane at 34 bar (ie 3.4 MPa) and 56 ° C, a second heat transfer fluid Y, consisting of liquid propane at 18.9 bar (ie 1.89 MPa) and 43.3 ° C., at the end of these two heat exchange stages the fluid, which initially was at 123 ° C, exits RE through line 20 (Figure 4) or 21 (Figure 5) at a temperature of 43 ° C. The heat transfer fluids X, Y will undergo a succession of expansion in turbines of the B and B 'heat recovery devices RE shown in FIG. 3. The net total electric power, represented in FIG. 3 by lines 5 and 5' , Including the production of propane expansion turbines and the consumption of pressurizing pumps, represents 0.46 MW of electricity. The gaseous fluid leaving the compressor C3 is sent into the device RE in FIGS. 4 and 5. This fluid with a flow rate of 47.2 tons per hour and at a temperature of 124 ° C. is fed into the exchanger A of FIG. heat recovery device RE by line 22 (Figure 4) or 23 (Figure 5). In the heat exchanger A, the gas flow will be cooled by two heat transfer fluids: a first heat transfer fluid X, consisting of liquid propane at 34 bar (ie 3.4 MPa) and 56 ° C, 30 - a second heat transfer fluid Y, consisting of liquid propane at 18.9 bar (that is to say 1.89 MPa) and 43.3 ° C., at the end of these two exchange stages, heat, the fluid which initially was at 124 ° C, exits the exchanger A through line 23 (Figure 4) or 24 (Figure 5) at a temperature of 43 ° C. The heat transfer fluids X, Y will undergo a succession of expansion in turbines in the devices B and B 'of FIG. 3. The net total electric power, represented in FIG. 3 by the lines 5 and 5', including the production of the propane expansion turbines and the consumption of pressurizing pumps, represents 0.43 MW electric.

Le fluide gazeux sortant du compresseur C4 est mélangé au flux liquide provenant du fond du séparateur S1 puis est envoyé dans le dispositif de récupération de chaleur RE sur les figures 4 et 5. Ce fluide d'un débit de 329 tonnes par heure et à une température de 71 °C est amené dans l'échangeur A du dispositif de récupération d'énergie RE par la ligne 26 (figure 4) ou 27 (figure 5). Dans l'échangeur A, le flux gazeux va être refroidit par un fluide caloporteur constitué par du propane liquide à 18,9 bar (c'est-à-dire 1,89 MPa) et à 43°C. A l'issue de cette étape d'échange de chaleur, le fluide qui, initialement était à 71 °C, ressort de l'échangeur de chaleur A du dispositif de récupération de chaleur RE par la ligne 27 (figure 4) ou 28 (figure 5) à une température de 43°C.The gaseous fluid issuing from the compressor C4 is mixed with the liquid flow coming from the bottom of the separator S1 and is then sent into the heat recovery device RE in FIGS. 4 and 5. This fluid has a flow rate of 329 tonnes per hour and at a pressure of The temperature of 71 ° C. is brought into the exchanger A of the energy recovery device RE via line 26 (FIG. 4) or 27 (FIG. 5). In the exchanger A, the gas stream will be cooled by a heat transfer fluid consisting of liquid propane at 18.9 bar (ie 1.89 MPa) and at 43 ° C. At the end of this heat exchange step, the fluid, which initially was at 71 ° C., leaves the heat exchanger A of the heat recovery device RE via line 27 (FIG. 4) or FIG. Figure 5) at a temperature of 43 ° C.

Le fluide caloporteur X va subir une détente dans une turbine dans le dispositif B de la figure 3. La puissance électrique totale nette, représentée sur la figure 3 par la ligne 5, incluant la production de la turbine de détente du propane et la consommation de la pompe de mise en pression, représente 0,39 MW électrique.The coolant X will undergo expansion in a turbine in the device B of Figure 3. The net total electrical power, shown in Figure 3 by line 5, including the production of the propane turbine and the consumption of propane. the pressurizing pump, represents 0.39 MW electric.

Le fluide gazeux sortant en tête de la colonne CO2 est envoyé dans un dispositif RE de récupération de chaleur sur les figure 4 et 5. Ce fluide d'un débit de 88,3 tonnes par heure et à une température de 74°C est amené dans l'échangeur A du dispositif de récupération de chaleur RE par la ligne 42 (figure 4 et figure 5). Dans l'échangeur A, le flux gazeux va être refroidit par un fluide caloporteur constitué de propane liquide à 18,9 bar (c'est-à-dire 1,89 MPa) et 43°C.The gaseous fluid leaving the top of the column CO 2 is sent to a heat recovery device RE in FIGS. 4 and 5. This fluid with a flow rate of 88.3 tons per hour and at a temperature of 74 ° C. is brought in the exchanger A of the heat recovery device RE by the line 42 (Figure 4 and Figure 5). In the exchanger A, the gas stream will be cooled by a heat transfer fluid consisting of liquid propane at 18.9 bar (ie 1.89 MPa) and 43 ° C.

A l'issue de cette étape d'échange de chaleur, le fluide qui, initialement était à 74°C, ressort de RE par la ligne 43 (figure 4 et figure 5) à une température de 43 °C. Le fluide caloporteur va subir une détente dans une turbine dans le dispositif 5 B de la figure 3. La puissance électrique totale nette, représentée sur la figure 3 par la ligne 5, incluant la production de la turbine de détente du propane et la consommation de la pompe de mise en pression, représente 0,21 MW électrique. Le fluide liquide sortant en fond de colonne CO2 est envoyé dans un 10 dispositif RE de récupération de chaleur sur les figures 4 et 5. Ce fluide d'un débit de 308 tonnes par heure et à une température de 126°C est amené dans l'échangeur A du dispositif RE par la ligne 41 (figure 4 et figure 5). Dans l'échangeur A, le flux gazeux va être refroidit par 2 fluides caloporteurs : - un premier fluide caloporteur X, constitué par du propane liquide à 34,3 bar 15 (c'est-à-dire 3,43 MPa) et 56°C, - un deuxième fluide caloporteur Y, constitué par du propane liquide à 18.9 bar (c'est-à-dire 1,89 MPa) et 43,3°C, A l'issue de ces deux étapes d'échange de chaleur, le fluide qui, initialement était à 126°C, ressort de l'échangeur A du dispositif RE par la ligne 46 (figure 4 et 20 figure 5) à une température de 43°C. Les fluides caloporteurs X, Y vont subir une succession de détente dans des turbines dans les dispositifs B et B' de la figure 3. La puissance électrique totale nette, représentée sur la figure 3 par les ligne 5 et 5', incluant la production des turbines de détente du propane et la consommation des pompes de mise en 25 pression, représente 0,75 MW électrique. Au total, le procédé de reformage catalytique, selon les figures 4 et 5 de l'invention, va produire 6,5 MW électrique pour refroidir les fluides dont la température est voisine ou inférieure à 200°C pour les amener à une température de 30 43 °C.At the end of this heat exchange step, the fluid which initially was at 74 ° C., emerges from RE on line 43 (FIG. 4 and FIG. 5) at a temperature of 43 ° C. The heat transfer fluid will undergo expansion in a turbine in the device 5B of FIG. 3. The net total electric power, represented in FIG. 3 by line 5, including the production of the propane turbine and the consumption of the pressurizing pump, represents 0.21 MW electric. The liquid fluid exiting at the bottom of the column CO 2 is sent to a device RE of heat recovery in FIGS. 4 and 5. This fluid with a flow rate of 308 tons per hour and at a temperature of 126 ° C. is fed into the exchanger A of the device RE by the line 41 (Figure 4 and Figure 5). In the exchanger A, the gas stream will be cooled by 2 heat transfer fluids: a first heat transfer fluid X, consisting of liquid propane at 34.3 bar (that is to say 3.43 MPa) and ° C., a second heat transfer fluid Y, consisting of liquid propane at 18.9 bar (ie 1.89 MPa) and 43.3 ° C., at the end of these two exchange stages. heat, the fluid which initially was at 126 ° C, exits the exchanger A of the device RE by the line 46 (Figure 4 and Figure 5) at a temperature of 43 ° C. The heat transfer fluids X, Y will undergo a succession of expansion in turbines in the devices B and B 'of FIG. 3. The net total electric power, represented in FIG. 3 by the lines 5 and 5', including the production of the propane expansion turbines and the consumption of pressurizing pumps, represents 0.75 MW electric. In total, the catalytic reforming process, according to FIGS. 4 and 5 of the invention, will produce 6.5 MW electrical to cool the fluids whose temperature is close to or below 200 ° C. to bring them to a temperature of 30. 43 ° C.

Exemple 3 : Procédé de reformage catalytique selon l'invention selon les figures 4 et 5. Il s'agit du même exemple que dans le cas précédent mais dans lequel les effluents du réacteur après l'échangeur de chaleur El sont refroidis dans le dispositif 5 RE par vaporisation d'un fluide caloporteur qui est dans ce cas-là du butane au lieu d'être du propane comme dans l'exemple 2. Les effluents sortant de l'échangeur de chaleur El sont envoyés dans le dispositif de récupération de chaleur RE sur les figures 4 et 5. Ce fluide, d'un débit 10 de 364 tonnes par heure et à une température de 109°C est amené dans l'échangeur de chaleur A du dispositif RE par la ligne 12 (figure 4) ou 13 (figure 5). Dans l'échangeur de chaleur A, le flux gazeux va être refroidit par deux fluides caloporteurs : - un premier fluide caloporteur X, constitué par du butane liquide à 12,1 bar 15 (c'est-à-dire 1,21 MPa) et 60°C, - un deuxième fluide caloporteur Y, constitué par du butane liquide à 5,8 bar (c'est-à-dire 0,58 MPa) et 43,3°C, A l'issue de ces deux étapes d'échange de chaleur, le fluide qui, initialement 20 était à 109°C, ressort de l'échangeur A du dispositif RE par la ligne 13 (figure 4) ou par la ligne 14 (figure 5) à une température de 43°C. Les fluides caloporteurs X, Y vont subir une succession de détente dans des turbines dans le dispositif B. La puissance électrique totale nette, représentée sur la figure 3 par les lignes 5 et 5', incluant la production des turbines de détente du 25 Propane et la consommation des pompes de mise en pression, représente 2,45 MW électrique. L'exemple 3 montre que pour un même type de dispositif RE, un choix judicieux du fluide caloporteur, des conditions de pressions et de température du 30 fluide à l'entrée des échangeurs ainsi que les pressions de sortie des turbines permet de maximiser la production d'électricité.Example 3 Catalytic reforming process according to the invention according to Figures 4 and 5. This is the same example as in the previous case but in which the effluent from the reactor after the heat exchanger E1 are cooled in the device 5 RE by vaporization of a heat transfer fluid which is in this case butane instead of propane as in Example 2. The effluents exiting the heat exchanger E1 are sent to the heat recovery device RE in FIGS. 4 and 5. This fluid, with a flow rate of 364 tons per hour and at a temperature of 109 ° C., is brought into the heat exchanger A of the device RE via line 12 (FIG. 13 (Figure 5). In the heat exchanger A, the gas stream will be cooled by two heat transfer fluids: a first heat transfer fluid X, consisting of liquid butane at 12.1 bar (ie 1.21 MPa) and 60 ° C, a second heat transfer fluid Y, consisting of liquid butane at 5.8 bar (ie 0.58 MPa) and 43.3 ° C, at the end of these two steps the heat exchange medium, the fluid which initially was at 109 ° C, exits the exchanger A of the device RE by the line 13 (Figure 4) or by the line 14 (Figure 5) at a temperature of 43 ° vs. Heat transfer fluids X, Y will undergo a succession of expansion in turbines in the device B. The net total electrical power, represented in FIG. 3 by lines 5 and 5 ', including the production of the expansion turbines of Propane and the consumption of pressurizing pumps represents 2.45 MW electric. Example 3 shows that for the same type of RE device, a judicious choice of heat transfer fluid, pressure and temperature conditions of the fluid at the inlet of the exchangers as well as the outlet pressures of the turbines makes it possible to maximize the production electricity.

Claims

CLAIMS1) A process for reforming a gasoline charge with electricity production, in which the following steps are carried out: a) the gasoline feedstock is contacted with (R1; R2; R3) with a reforming catalyst; the presence of hydrogen, so as to produce a mixture composed of a reformed gasoline and hydrogen, b) at least one coolant (3) is supplied at a temperature below said temperature of said mixture and at a pressure determined in a manner that the vaporization temperature of said fluid at said pressure is lower than said temperature of the mixture, c) cooling (RE; A) said mixture by heat exchange with said coolant (3), the heat transfer fluid being vaporized during the heat exchange, d) relaxes the vaporized heat transfer fluid (4) obtained in step c) in at least one turbine (T) coupled to a generator (G) to produce electricity (5).

2) Process according to claim 1, wherein the following steps are further carried out: e) condensing (E) the heat transfer fluid obtained in step d), f) pumping (P) the heat transfer fluid obtained at step e), at a pressure equal to said pressure determined in step b), then g) recycle in step c) the heat transfer fluid obtained in step f).

3) Process according to one of claims 1 and 2, wherein the following steps are further carried out: h) separating (S1) the mixture cooled in step c) into a fraction enriched in reformed gasoline and an enriched fraction in hydrogen, i) compressing (C2; C3; C4) at least a portion of the hydrogen-enriched fraction to obtain a compressed fraction; j) separating (S5) the compressed fraction to obtain a combustible gas and a liquid phase, k) distilling (CO2) the liquid phase to produce a gaseous effluent and a liquid effluent, and wherein in step c) cooling said mixture, and in addition, at least one of the streams selected from the compressed fraction , the gaseous effluent, and the liquid effluent, by heat exchange with said heat transfer fluid, the coolant being vaporized during the heat exchange.

4) Process according to claim 3, in which the following steps are further carried out: I) a second part of the fraction enriched in hydrogen is compressed and said second part is recycled to step a), m) before step j), said reformed gasoline is brought into contact with said compressed fraction.

5) Method according to one of claims 1 to 4, wherein in step b), said heat transfer fluid is supplied at a temperature below 50 ° C and at a pressure determined so that the vaporization temperature of said fluid at said pressure is less than 50 ° C.

6) Method according to one of claims 1 to 5, wherein in step b), the heat transfer fluid is chosen so that it comprises a critical temperature greater than the temperature of said mixture obtained in step a ). 25

7) The method of claim 6, wherein said pressure determined in step b) is less than the critical pressure of the heat transfer fluid.

8) Process according to one of claims 1 to 7, wherein the heat transfer fluid comprises at least one of the following compounds: an alkane having between 1 and 7 carbon atoms, an alkene having between 1 and 7 carbon atoms, an alcohol, a molecule comprising an amine function, a molecule comprising a thiol function, a molecule comprising at least one chlorine atom.

9) Method according to one of claims 1 to 8, wherein in step d) the pressure difference of the heat transfer fluid between the inlet and the outlet of the turbine (T) is greater than or equal to 1 bar.

10) Process according to claims 1 to 9, wherein in step b), at least two heat transfer fluids are provided, each fluid having a temperature below the temperature of the effluent and a pressure determined so that the vaporization temperature of said fluid at said pressure is lower than the temperature of the effluent, wherein in step c), said mixture is cooled by heat exchange with said heat transfer fluids, the heat transfer fluids being vaporized during the exchange of heat, and wherein in step d), each of the vaporized heat transfer fluids obtained in step c) is expanded in at least one turbine coupled to a generator to produce electricity.

11. The method of claim 10, wherein in step b) said two heat transfer fluids have different compositions.

12) Method according to one of claims 10 and 11, wherein in step b), said two heat transfer fluids have different temperatures.