FR3024460A1

FR3024460A1 - Procede de reformage a repartition optimisee du catalyseur.

Info

Publication number: FR3024460A1
Application number: FR1457315A
Authority: FR
Inventors: Alexandre Pagot; Eric Lemaire; Heloise Dreux
Original assignee: IFP Energies Nouvelles IFPEN
Current assignee: IFP Energies Nouvelles IFPEN
Priority date: 2014-07-29
Filing date: 2014-07-29
Publication date: 2016-02-05
Anticipated expiration: 2034-07-29
Also published as: US20160032199A1; FR3024460B1; CN105316029A; CN105316029B; US9657235B2

Abstract

L'invention concerne un procédé de reformage catalytique d'une charge d'hydrocarbures naphta mettant en œuvre une pluralité de zones réactionnelles en série, lesdites zones réactionnelles contenant un lit de catalyseur de reformage, comprenant les étapes suivantes: • on envoie la charge d'hydrocarbures chauffée avec de l'hydrogène à travers les zones réactionnelles pour convertir des composés paraffiniques et napthéniques en composés aromatiques, l'effluent produit par chaque zone réactionnelle à l'exception de la dernière zone réactionnelle étant chauffée avant son introduction dans la zone réactionnelle suivante; • on soutire un reformat de la dernière zone réactionnelle. La première zone réactionnelle est opérée dans les conditions suivantes: • une température moyenne comprise entre 470 et 570°C; • une pression comprise entre 0,3 et 1,5 MPa; • un rapport (débit massique de charge / masse de catalyseur) compris entre 50 et 200 h-1 ; • le rapport molaire H2/hydrocarbures compris entre 0,8 et 8; • une quantité de catalyseur comprise entre 1 et 5% poids de la quantité totale de catalyseur mise en œuvre.

Description

La présente invention concerne un procédé de conversion d'une charge d'hydrocarbures du type naphta et en particulier un procédé de reformage catalytique permettant de transformer les composés paraffiniques et/ou les naphtènes de la charge naphta en composés aromatiques.

Etat de la technique La reformation (ou reformage catalytique) de coupes hydrocarbonées du type naphta est bien connue dans le domaine du raffinage. Cette réaction permet de produire à partir de ces coupes hydrocarbonées des bases pour carburant à haut indice d'octane et/ou des coupes aromatiques pour la pétrochimie, tout en fournissant à la raffinerie l'hydrogène nécessaire pour d'autres opérations. Le procédé de reformage catalytique consiste à mettre en contact la coupe d'hydrocarbures contenant des composés paraffiniques et des napthènes avec de l'hydrogène et un catalyseur de reformage, par exemple au platine, et à convertir les composés paraffiniques et les napthènes en composés aromatiques avec une production associée d'hydrogène. Etant donné que les réactions mises en jeu dans le procédé de reformage (réactions d'isomérisation, de déshydrogénation et de déshydrocyclisation) sont endothermiques, il convient de chauffer l'effluent soutiré d'un réacteur avant de l'envoyer dans le réacteur suivant.

Au cours du temps, le catalyseur de reformage se désactive en raison du dépôt de coke sur ses sites actifs. Par conséquent il est nécessaire, afin de maintenir une productivité acceptable de l'unité de reformage, de régénérer le catalyseur afin d'éliminer le dépôt et ainsi rétablir son activité. Il existe divers types de procédés de reformage. Le premier type concerne des procédés dits "non régénératifs", le catalyseur reste en service pendant de longues périodes mais son activité baisse au cours du temps ce qui oblige à élever la température des réacteurs progressivement et donc à avoir une sélectivité variable au cours du cycle opératoire. Les réacteurs sont nécessairement tous mis hors-circuit, ce qui interrompt totalement la production de la raffinerie, afin de régénérer le catalyseur avant un autre cycle de production.

Selon un autre procédé de reformage catalytique dit "semi-régénératif", le catalyseur est régénéré fréquemment dans le cas où l'on utilise plusieurs réacteurs qui renferment le catalyseur en lit fixe. L'un des réacteurs est en régénération pendant que les autres réacteurs sont en service; il remplace ensuite un des réacteurs en service lorsque le catalyseur de celui-ci doit être régénéré, et, de cette façon, tous les réacteurs sont alternativement mis hors service pour régénération, puis, à nouveau, en service sans que la marche de l'unité ne soit interrompue. Enfin il existe le procédé de reformage dit "en régénération continue du catalyseur" (CCR, Continuous Catalytic Reforming selon la terminologie anglo-saxonne) qui implique que la réaction est conduite dans un réacteur dans lequel le catalyseur s'écoule continuellement de haut en bas et la régénération se fait en continu dans un réacteur annexe, le catalyseur étant recyclé dans le réacteur principal de manière à ne pas interrompre la réaction. On pourra se référer au document FR 2 160 269 qui divulgue un procédé de reformage catalytique avec régénération continu du catalyseur mettant en jeu plusieurs réacteurs à lits radiaux mobile en série et un régénérateur dédié. Selon le procédé FR 2 160 269, la coupe d'hydrocarbures en mélange avec de l'hydrogène est traitée successivement dans chacun des réacteurs en série tandis que le catalyseur transite en continu dans tous les réacteurs. Le catalyseur récupéré en sortie du réacteur final est envoyé en régénération dans le régénérateur à la sortie duquel le catalyseur régénéré est réintroduit progressivement dans le premier réacteur de reformage. En raison de l'endothermicité des réactions mises en jeu, il est nécessaire de chauffer l'effluent d'un réacteur avant son entrée dans le réacteur suivant afin de maintenir une température moyenne suffisamment élevée pour que les réactions de conversion aient lieu. On connaît dans l'état de la technique le document FR 1 488 964 qui enseigne un procédé de reformage catalytique utilisant au moins trois réacteurs en série avec des réchauffages intermédiaires des effluents et dans lequel le dernier réacteur comprend environ 55% du poids total de catalyseur tandis que les réacteurs précédents se partagent de façon sensiblement égale le reste du catalyseur. Ce document propose notamment de mettre au moins 10% du poids total de catalyseur dans le premier réacteur.

Un but de l'invention est de proposer un procédé de reformage mettant en oeuvre plusieurs réacteurs en série et pour lequel la répartition du catalyseur dans les réacteurs est optimisée afin de maintenir une température moyenne optimale dans l'ensemble des lits catalytiques pour favoriser les réactions de reformage.

Résumé de l'invention L'invention concerne donc un procédé de reformage catalytique d'une charge d'hydrocarbures naphta mettant en oeuvre une pluralité de zones réactionnelles en série, lesdites zones réactionnelles contenant un lit de catalyseur de reformage. Le procédé comprend les étapes suivantes: - on envoie la charge d'hydrocarbures chauffée avec de l'hydrogène à travers les zones réactionnelles pour convertir des composés paraff iniques et napthéniques en composés aromatiques, l'effluent produit par chaque zone réactionnelle à l'exception de la dernière zone réactionnelle étant chauffée avant son introduction dans la zone réactionnelle suivante ; - on soutire un réformat de la dernière zone réactionnelle. La première zone réactionnelle est opérée dans les conditions suivantes : - une température moyenne comprise entre 470 et 570°C; - une pression comprise entre 0,3 et 1,5 MPa; - un rapport (débit massique de charge / masse de catalyseur) compris entre 50 et 200 h-1; - le rapport molaire H2/hydrocarbures compris entre 0,8 et 8; - une quantité de catalyseur comprise entre 1 et 5% poids de la quantité totale de catalyseur mise en oeuvre. En limitant la quantité de catalyseur dans la première zone réactionnelle, on limite également le phénomène d'endothermicité, donc la chute de température dans cette zone ce qui permet par la suite de maitriser les chutes de température subies dans les zones réactionnelles catalytiques subséquentes. En outre on optimise l'utilisation du catalyseur dans cette première zone en réduisant la quantité de catalyseur mal ou peu exploitée. Grâce à un meilleur contrôle de l'endothermicité dans les différentes zones réactionnelles, on améliore également l'activité du catalyseur qui est directement liée à la température 25 moyenne dans les zones réactionnelles. Ainsi à iso-quantité de catalyseur mise en oeuvre, le procédé selon l'invention présente un meilleur rendement en réformat (C5+) produit. Le procédé selon l'invention est mis en oeuvre avec un rapport global (débit massique de charge / masse totale de catalyseur) compris entre 1 et 10 h-1 et de préférence compris entre 30 1,5 et 5 h-1. De préférence, le procédé selon l'invention met en oeuvre au moins quatre zones réactionnelles. De manière très préférée, le procédé fait appel à cinq zones réactionnelles.

Selon un mode de réalisation, les zones réactionnelles sont à lit mobile de catalyseur. Selon un mode de réalisation préféré, le procédé met en oeuvre la technologie dite de "régénération en continu du catalyseur" utilisant des lits mobiles de catalyseur dans les zones réactionnelles. Dans ce mode de réalisation, on soutire alors séparément de la dernière zone réactionnelle le réformat et le catalyseur, puis on envoie le catalyseur issu de la dernière zone réactionnelle dans un régénérateur et enfin on transfère au moins une partie du catalyseur régénéré issu du régénérateur dans la première zone réactionnelle. Selon le mode de réalisation dit "en lit mobile de catalyseur", les zones réactionnelles sont 10 disposées respectivement dans des réacteurs agencés côte-à-côte. De manière alternative, les zones réactionnelles sont disposées en empilement vertical dans un réacteur de sorte que le catalyseur s'écoule par gravité d'une zone réactionnelle dans la suivante. 15 Selon un autre mode de réalisation alternatif au "lit mobile de catalyseur", les zones réactionnelles comprennent un lit fixe de catalyseur. Par exemple les zones réactionnelles sont disposées respectivement dans des réacteurs agencés côte-à-côte ou sont disposées en empilement vertical dans un réacteur. 20 De manière préférée, la dernière zone réactionnelle contient au moins 30% poids de la quantité totale de catalyseur. Selon un mode de réalisation particulier, lorsque le procédé est mis en oeuvre dans quatre zones réactionnelles, la quantité de catalyseur dans la seconde zone réactionnelle est comprise entre 10 et 25% poids de la quantité totale de catalyseur, la quantité de catalyseur 25 dans la troisième zone réactionnelle est comprise entre 25 et 35% poids de la quantité totale de catalyseur et la quantité de catalyseur dans la quatrième zone réactionnelle est comprise entre 35 et 64% poids de la quantité totale de catalyseur, étant entendu que la quantité totale de catalyseur dans les quatre zones réactionnelles est de 100 % poids. Selon un mode de réalisation préféré, le procédé met en oeuvre cinq zones réactionnelles, la 30 quantité de catalyseur dans la seconde zone réactionnelle est comprise entre 7 et 15% poids de la quantité totale de catalyseur, la quantité de catalyseur dans la troisième zone réactionnelle est comprise entre 15 et 20% poids de la quantité totale de catalyseur, la quantité de catalyseur dans la quatrième zone réactionnelle est comprise entre 20 et 30% poids de la quantité totale de catalyseur et la quantité de catalyseur dans la cinquième zone 35 réactionnelle est comprise entre 30 et 57% poids de la quantité totale de catalyseur, étant entendu que la quantité totale de catalyseur dans les cinq zones réactionnelles est de 100 (3/0 poids. Description détaillée de l'invention 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 à la figure 1 qui est un schéma de principe simplifié du procédé selon l'invention. La figure 1 représente un schéma de principe du procédé de reformage catalytique selon l'invention mettant en oeuvre quatre zones réactionnelles disposées respectivement dans quatre réacteurs arrangés en série et côte-à-côte. La figure 1 indique en outre que les réacteurs sont à lit mobile de catalyseur avec une régénération continue du catalyseur qui est conduite dans un régénérateur dédié. La charge gazeuse d'hydrocarbures traitée par le procédé est généralement une coupe naphta distillant entre 60 et 220°C et contenant des composés paraffiniques et des naphtènes. La charge naphta est par exemple issue de la distillation atmosphérique de brut de pétrole ou un condensat de gaz naturel. Le procédé selon l'invention s'applique également à des naphtas lourds produits par une unité de craquage catalytique (fluid catalytic cracking FCC selon la terminologie anglo-saxonne), de cokéfaction, d'hydrocraquage ou encore à de l'essence de vapocraquage. En référence à la figure 1, la charge d'hydrocarbures est envoyée par la ligne 1 dans un moyen de chauffage 2 (par exemple un four) et ensuite acheminée par la ligne 3 dans une première zone réactionnelle 4 disposée dans un premier réacteur 5. La charge qui a été chauffée à une température généralement comprise entre 450 et 570°C est introduite en haut du réacteur 5 et en sort pas le fond pour être réintroduite dans le haut du second réacteur 6 comportant une deuxième zone réactionnelle 9, et ainsi de suite dans les troisième et quatrième réacteur 7, 8 qui comprennent respectivement une troisième et quatrième zones réactionnelles 10, 11. Il est à noter que le trajet de la charge n'a pas été illustré pour alléger la figure. Par ailleurs, entre chaque réacteur, la charge passe à travers un moyen de chauffage (non représenté) afin de la porter à une température comprise entre 450 et 570°C dans chaque réacteur. Comme indiqué dans la figure 1, le catalyseur stocké dans une trémie 12 est introduit dans un réacteur de réduction 13 où il subit une étape de réduction avant d'être acheminé dans le haut du premier réacteur 5. Le catalyseur s'écoule dans le premier réacteur 5 par gravité et en sort par le fond. Le catalyseur est ensuite envoyé au moyen d'un lift par la ligne 14 dans une trémie 15 située au-dessus du second réacteur 6. Le catalyseur est réintroduit en haut du second réacteur 6 d'où il s'écoule par gravité. Le catalyseur chemine également de la même façon entre le second réacteur 6 et le troisième réacteur 7 puis entre le troisième réacteur 7 et le quatrième réacteur 8. Le catalyseur usé récupéré en fond du quatrième réacteur 8 est ensuite transféré par la ligne 20 dans une trémie de stockage 21 disposée au-dessus d'un régénérateur de catalyseur 22. Le catalyseur usé s'écoule par gravité dans le régénérateur 22 où il subit les étapes successive de combustion, d'oxychloration et enfin de calcination afin de rétablir son activité catalytique. Le régénérateur 22 peut être par exemple un régénérateur tel que décrit dans les documents FR 2 761 909 et FR 2 992 874. Enfin une partie du catalyseur régénéré stocké dans la trémie inférieure 23 est renvoyé, via la ligne 24, dans la trémie 12 au-dessus du premier réacteur 5. Selon une alternative, le procédé selon l'invention peut mettre en oeuvre des zones 15 réactionnelles à lit fixe de catalyseurs, chaque zone réactionnelle étant comprise respectivement dans un réacteur. Il est également possible selon une variante de disposer les zones réactionnelles selon un empilement vertical dans un seul réacteur avec la première section réactionnelle située au sommet dudit réacteur de sorte que la charge et le catalyseur s'écoulent de manière 20 descendante d'une zone réactionnelle à la suivante. Le procédé selon l'invention met en jeu une pluralité de zones réactionnelles afin de réaliser la conversion en aromatiques des composés paraffiniques et naphténiques contenus dans la charge d'hydrocarbures. Les réactions mises en jeu étant endothermiques, cela nécessite 25 que l'effluent en sortie d'une zone réactionnelle soit préalablement chauffé avant d'entrer dans la zone réactionnelle suivante. Il a été constaté dans la première zone réactionnelle où a lieu principalement la réaction de conversion des napthènes en aromatiques (par déshydrogénation), qui est une réaction rapide et fortement endothermique, une chute importante de la température moyenne dans 30 la zone réactionnelle. Cette baisse de température subie dans ladite première zone réactionnelle a pour conséquence qu'une partie du catalyseur se retrouve à fonctionner dans des conditions de température non optimales. Dans certain cas, lorsque la quantité de catalyseur mise en oeuvre dans la première zone réactionnelle est supérieure à 10% poids de la quantité totale de catalyseur, une partie du catalyseur est alors présente de manière superflue car elle ne participe pas ou peu à la réaction catalytique. Conformément à l'invention la première zone réactionnelle, qui peut comprendre soit un lit 5 fixe soit un lit mobile de catalyseur, contient entre 1 à 5% poids de catalyseur par rapport au poids total de catalyseur mis en oeuvre dans l'ensemble des zones réactionnelles. Dans la première zone réactionnelle, la charge d'hydrocarbures est mise en contact avec le catalyseur et de l'hydrogène dans les conditions opératoires suivantes : - une température moyenne d'entrée dans la zone réactionnelle comprise entre 470 et 10 570 °C ; - une pression comprise entre 0,3 et 1,5 MPa ; - un rapport du débit massique de la charge sur la masse de catalyseur compris entre 50 et 200 h-1; - un rapport molaire H2/hydrocarbures compris entre 0,8 et 8. 15 Selon l'invention et lorsque le procédé met en jeu quatre zones réactionnelles disposées en série, l'effluent obtenue en sortie de la première zone réactionnelle est envoyée, après passage dans un moyen de chauffage, avec de l'hydrogène dans la seconde zone réactionnelle qui inclut un lit de catalyseur (mobile ou fixe) pouvant comprendre entre 10 et 20 25% poids de catalyseur par rapport au poids total de catalyseur mis en oeuvre dans l'ensemble des zones réactionnelles. La seconde zone réactionnelle est opérée dans les conditions suivantes: - une température moyenne d'entrée dans la zone réactionnelle comprise entre 470 et 570 °C ; 25 - une pression comprise entre 0,3 et 1,5 MPa ; L'effluent issue de la seconde zone réactionnelle est par la suite traitée dans une troisième zone réactionnelle après passage dans un moyen de chauffage où il est mis en contact avec de l'hydrogène et le lit de catalyseur. Conformément à l'invention, le lit catalytique de la 30 troisième zone réactionnelle peut comprendre entre 25 et 35% poids de catalyseur par rapport au poids total de catalyseur mis en oeuvre dans l'ensemble des zones réactionnelles. La troisième zone réactionnelle est opérée dans les conditions suivantes: - une température moyenne d'entrée dans la zone réactionnelle comprise entre 470 et 570 °C ; - une pression comprise entre 0,3 et 1,5 MPa ; Enfin l'effluent issu de la troisième zone réactionnelle est envoyé après chauffage avec de l'hydrogène dans la quatrième zone réactionnelle incluant un lit de catalyseur comprenant au moins 35% poids et de préférence entre 35 et 65 % poids de catalyseur par rapport au poids total de catalyseur mis en oeuvre dans l'ensemble des zones réactionnelles. Cette étape réactionnelle est généralement réalisée dans les conditions suivantes: - une température moyenne d'entrée dans la zone réactionnelle comprise entre 470 et 570 °C ; - une pression comprise entre 0,3 et 1,5 MPa. Selon un mode de réalisation très préféré, le procédé met en jeu cinq zones réactionnelles disposées en série avec les répartitions en catalyseurs suivantes: - 1 ère zone réactionnelle : 1 - 5% poids de la quantité totale de catalyseur mise en oeuvre - 2nd zone réactionnelle : 7 - 15% poids de la quantité totale de catalyseur mise en oeuvre - 3ème zone réactionnelle : 15 - 20% poids de la quantité totale de catalyseur mise en oeuvre - 4ème zone réactionnelle : 20 - 30% poids de la quantité totale de catalyseur mise en oeuvre - 5ème zone réactionnelle : 30 - 57% poids de la quantité totale de catalyseur mise en oeuvre Les zones réactionnelles (de la 2nd jusqu'à la 5ème) sont en outre opérées dans les conditions 25 suivantes: - une température moyenne d'entrée dans la zone réactionnelle comprise entre 470 et 570 °C ; - une pression comprise entre 0,3 et 1,5 MPa. 30 En outre, le procédé selon l'invention est conduit avec un rapport global (débit massique de charge d'hydrocarbures / masse totale de catalyseur mise en oeuvre) compris entre 1 et 10 h1, de préférence compris 1,5 et 5 h-1.

Le catalyseur de reformage utilisé dans le procédé selon l'invention comprend généralement un support poreux, du platine et un halogène. De préférence le catalyseur comprend du platine et du chlore avec un support alumine. Le catalyseur peut comprendre en outre d'autres éléments (promoteurs) qui sont choisis parmi : Re, Sn, In, P, Ge, Ga, Bi, B, Ir, les terres rares, ou n'importe quelle combinaison de ces éléments. De manière générale, la teneur en platine est comprise entre 0,01 et 5% poids de platine par rapport au poids total de catalyseur et de préférence comprise entre 0,1 et 1% poids de platine par rapport au poids total de catalyseur. Bien que l'halogène puisse être choisi parmi le chlore, le brome le fluor et l'iode, le chlore est 10 préférable pour apporter l'acidité nécessaire au catalyseur. L'halogène représente, exprimé en élément, entre 0,5 et 1,5% poids par rapport au poids total de catalyseur. De préférence le procédé selon l'invention est réalisé dans des réacteurs en série disposés côte-à-côte qui font appel à un écoulement du catalyseur dit en "lit mobile", c'est-à-dire un 15 écoulement gravitaire lent des particules de catalyseur. Généralement dans ce type de réacteur, les particules sont confinées dans une enceinte annulaire qui limitée soit par la paroi du réacteur soit par une enveloppe cylindrique constituée d'une pluralité de conduits de filtration (ou scallops selon la terminologie anglo-saxonne) et un conduit intérieure correspondant au collecteur central permettant la collecte des effluents. 20 Plus précisément dans ce type de réacteur dit à "lit mobile radial", la charge est généralement introduite par la périphérie extérieure du lit annulaire de catalyseur et traverse ce dernier de manière sensiblement perpendiculaire à la direction verticale du réacteur et les effluents réactionnels sont récupérés dans le collecteur central. De façon concomitante, les particules de catalyseurs qui descendent de manière gravitaire le long du lit annulaire sont 25 évacués du réacteur au moyen de conduits (ou jambe de soutirage du catalyseur). Bien que de manière préférée le procédé selon l'invention mette en oeuvre des réacteurs à lit mobile à flux radial, il est tout à fait envisageable d'employer des réacteurs à lit fixe de catalyseur. 30 Exemples Exemple 1 (non-conforme à l'invention) Dans l'exemple 1, on traite une charge d'hydrocarbures dans quatre zones réactionnelles disposées en série dans quatre réacteurs, la première zone réactionnelle contenant une quantité de catalyseur supérieure à 5 % poids de la quantité totale de catalyseur mise en oeuvre. La répartition du catalyseur dans les réacteurs est la suivante: 10°/0/20°/0/30%/40% poids par rapport au poids total de catalyseur. La quantité totale de catalyseur est de 100 tonnes. Le tableau 1 donne la composition de la charge d'hydrocarbures (point initial d'ébullition 100 °C, point final d'ébullition 165°C) : Composition Paraffines 54 charge (% poids) Oléfines 0 Naphtènes 33 Aromatiques 13 RON 47 Débit (t/h) 200 Tableau 1 Le rapport global (débit massique de charge / masse totale de catalyseur), soit (200 tonnes de charge d'hydrocarbures par heure / 100 tonnes de catalyseur), est de 2h-1. Le catalyseur mis en oeuvre dans les réacteurs comprend un support de type alumine chlorée, du platine et est promu avec de l'étain.

La charge chauffée à 520°C est ainsi traitée successivement dans les quatre réacteurs avec un chauffage intermédiaire de l'effluent à 520°C avant son introduction dans la zone réactionnelle suivante. Les conditions opératoires dans les quatre zones réactionnelles sont données dans le 20 tableau 2. Ces conditions ont été choisies pour produire un réformat récupéré en sortie du quatrième réacteur dont l'indice de RON (Research Octane Number selon la terminologie anglo-saxonne) est au moins égal à 102. 25 Réacteur 1 Réacteur 2 Réacteur 3 Réacteur 4 Température en entrée 520 520 520 520 du réacteur (°C) Pression (MPa) 0,69 0,65 0,60 0,55 Rapport débit massique 20,0 10,0 6,7 5,0 de charge / masse de catalyseur (h-1) Rapport molaire 1,5 - - - H2/hydrocarbures (mol/mol) Tableau 2 Exemple 2 (non-conforme à l'invention) L'exemple 2 est semblable à l'exemple 1 à la différence que la charge d'hydrocarbures est 5 traitée dans cinq réacteurs agencés en série avec une répartition en catalyseurs suivante: 10°A/10°A/10°A/20°A/30% poids par rapport au poids total de catalyseur. La quantité totale de catalyseur est de 100 tonnes pour traiter un débit de charge d'hydrocarbures de 200 t/h. Le rapport global (débit massique de charge / masse totale de catalyseur), soit (200 tonnes de charge d'hydrocarbures par heure / 100 tonnes de catalyseur), est de 211-1. Le rapport 10 molaire H2/hydrocarbures (mol/mol) est fixé à 1,5 dans le premier réacteur. Comme dans l'exemple 1, la charge et l'effluent d'une zone réactionnelle sont chauffés à 520°C avant d'entrer dans la zone réactionnelle suivante. Le tableau 3 donne les conditions opératoires mises en oeuvre dans les cinq réacteurs. Réacteur 1 Réacteur 2 Réacteur 3 Réacteur 4 Réacteur 5 Température en entrée 520 520 520 520 520 du réacteur (°C) Pression (MPa) 0,74 0,69 0,65 0,60 0,55 Rapport débit massique 20,0 20,0 20,0 10 6,7 de charge / masse de catalyseur (h-1) Rapport molaire 1,5 - _ - - H2/hydrocarbures (mol/mol) 15 Tableau 3 Exemple 3 (selon l'invention) L'exemple 3 correspond à l'exemple 1 sauf que la charge d'hydrocarbures est traitée dans cinq réacteurs disposés en série avec une répartition du catalyseur suivante: 2°A/10°A/20°A/30°A/38% poids par rapport au poids total de catalyseur. La quantité totale de catalyseur est de 100 tonnes pour traiter un débit de charge d'hydrocarbures de 200 t/h. Le rapport global (débit massique de charge / masse totale de catalyseur), soit (200 tonnes de charge d'hydrocarbures par heure / 100 tonnes de catalyseur), est de 211-1. Comme dans l'exemple 1, la charge et l'effluent d'une zone réactionnelle sont chauffés à 520°C avant d'entrer dans la zone réactionnelle suivante.

Les conditions opératoires dans les zones réactionnelles des réacteurs sont regroupées dans le tableau 4 suivant : Réacteur 1 Réacteur 2 Réacteur 3 Réacteur 4 Réacteur 5 Température en 520 520 520 520 520 entrée du réacteur (°C) Pression (MPa) 0,74 0,69 0,65 0,60 0,55 Rapport débit 100,0 20,0 10,0 6,7 5,26 massique de charge / masse de catalyseur (1-1-1) Rapport molaire 1,5 - - - - H2/hydrocarbures (mol/mol) Tableau 4 Le tableau 5 donne la température moyenne des lits catalytiques des différents réacteurs. Exemple 1 Exemple 2 Exemple 3 (non-conforme à l'invention) (non-conforme à l'invention) (selon l'invention) Réacteur 1 414 414 421 Réacteur 2 452 463 460 Réacteur 3 469 480 470 Réacteur 4 486 481 483 Réacteur 5 - 496 498 Tableau 5 Ainsi en mettant en oeuvre le procédé selon l'invention, c'est-à-dire en limitant la quantité de catalyseur dans la première zone réactionnelle à une valeur comprise entre 1 et 5% poids par rapport au poids total de catalyseur, on limite l'endothermie dans cette zone réactionnelle et au final l'endothermie globale de l'unité de reformage.

Etant donné que l'activité du catalyseur est fonction de la température moyenne dans le lit catalytique, en limitant la chute de température on améliore par conséquent le rendement en composés en aromatiques, comme indiqué dans le tableau 6. Exemple 1 Exemple 2 Exemple 3 (non-conforme à (non-conforme à (selon l'invention) l'invention) l'invention) Débit massique de charge / masse 2 2 2 totale de catalyseur (h-1) Rendement en réformat (C5+) 91,8 90,9 90,7 (`)/0 poids) Rendement en aromatiques 72,1 75,0 75,3 (`)/0 poids) RON du réformat 102 104,2 104,4 Tableau 6 Cette augmentation de température dans les lits catalytiques impacte grandement l'activité du catalyseur. Pour une même quantité de catalyseur comme illustré ci-dessus, le gain en production d'aromatiques permet une amélioration en RON de 2,4 points dans le cas de l'exemple 3 par rapport à l'exemple 1 et une amélioration de 0,2 point de RON dans le cas de l'exemple 3 par rapport à l'exemple 2. Exemple 4 (selon l'invention) L'exemple 4 correspond à l'exemple 3 avec les mêmes répartitions de catalyseurs dans les cinq réacteurs. En revanche la quantité totale de catalyseur a été fixée à 42 tonnes pour un débit de charge de 200 t/h afin d'obtenir un indice RON du reformat (C5±) d'au moins 102. Le tableau 7 compare les rendements en reformat (C5±) et en aromatiques des exemples 1 et 4.

Exemple 1 Exemple 4 (non-conforme à l'invention) (selon l'invention) Débit de charge / quantité 2 4,8 totale de catalyseur (h-1) Rendement en réformat 91,8 92,2 (C5+) (`)/0 poids) Rendement en aromatiques 72,1 72,6 (`)/0 poids) RON du réformat 102 102 Tableau 7 Le procédé selon l'invention permet de produire un reformat à haut indice de RON en mettant en oeuvre une quantité moindre de catalyseur. L'augmentation de 0,4% poids du 5 rendement en reformat de l'unité est sans doute liée à un plus faible taux d'hydrocraquage grâce à l'emploie d'une quantité plus faible de catalyseur. On constate également que le rendement en aromatiques de l'exemple 4 est amélioré par rapport à celui de l'exemple 1 (non-conforme à l'invention). 10

Claims

REVENDICATIONS1. Procédé de reformage catalytique d'une charge d'hydrocarbures naphta mettant en oeuvre une pluralité de zones réactionnelles en série, lesdites zones réactionnelles contenant un lit de catalyseur de reformage, le procédé comprenant les étapes suivantes: a) on envoie la charge d'hydrocarbures chauffée avec de l'hydrogène à travers les zones réactionnelles pour convertir des composés paraffiniques et napthéniques en composés aromatiques, l'effluent produit par chaque zone réactionnelle à l'exception de la dernière zone réactionnelle étant chauffée avant son introduction dans la zone réactionnelle suivante ; b) on soutire un reformat de la dernière zone réactionnelle, caractérisé en ce que dans la première zone réactionnelle, on opère dans les conditions suivantes : - une température moyenne comprise entre 470 et 570°C ; - une pression comprise entre 0,3 et 1,5 MPa; - un rapport (débit massique de charge / masse de catalyseur) compris entre 50 et 200 h-1; - un rapport molaire H2/hydrocarbures compris entre 0,8 et 8; - une quantité de catalyseur comprise entre 1 et 5% poids de la quantité totale de catalyseur mise en oeuvre.
2. Procédé selon la revendication 1, dans lequel le rapport global (débit massique de charge / masse totale de catalyseur) est compris entre 1 et 10 h-1.
3. Procédé selon la revendication 2, dans lequel le rapport global (débit massique de charge / masse totale de catalyseur) est compris entre 1,5 et 5 h-1.
4. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel les autres zones réactionnelles sont opérées à: - une température moyenne comprise entre 470 et 570°C ; - une pression comprise entre 0,3 et 1,5 MPa;
5. Procédé selon l'une des revendications précédentes, comprenant au moins quatre zones réactionnelles en série.
6. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel les zones réactionnelles sont à lits mobiles de catalyseur.
7. Procédé selon la revendication 6, dans lequel : - on soutire séparément le reformat et le catalyseur de la dernière zone réactionnelle; - on envoie le catalyseur issu de la dernière zone réactionnelle dans un régénérateur; et - on transfère au moins une partie du catalyseur régénéré issu du régénérateur dans la première zone réactionnelle.
8. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel les zones réactionnelles sont disposées respectivement dans des réacteurs agencés côte-àcôte.
9. Procédé selon l'une des revendications 1 à 7, dans lequel les zones réactionnelles sont disposées en empilement vertical dans un réacteur de sorte que le catalyseur s'écoule par gravité d'une zone réactionnelle dans la suivante.
10. Procédé selon l'une des revendications 1 à 5, dans lequel les zones réactionnelles comprennent un lit fixe de catalyseur.
11. Procédé selon la revendication 10, dans lequel les zones réactionnelles sont disposées respectivement dans des réacteurs agencés côte-à-côte.
12. Procédé selon la revendication 10, dans lequel les zones réactionnelles sont disposées en empilement vertical dans un réacteur.
13. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, dans lequel la dernière zone réactionnelle contient au moins 30% poids de la quantité totale de catalyseur.
14. Procédé selon l'une des revendications précédentes mettant en oeuvre quatre zones réactionnelles et dans lequel la quantité de catalyseur dans la seconde zone réactionnelle est comprise entre 10 et 25% poids de la quantité totale de catalyseur, la quantité de catalyseur dans la troisième zone réactionnelle est comprise entre 25 et 35% poids de la quantité totale de catalyseur et la quantité de catalyseur dans la quatrième zone réactionnelle est comprise entre 35 et 64% poids de la quantité totale de catalyseur.
15. Procédé selon l'une des revendications 1 à 13 mettant en oeuvre cinq zones réactionnelles et dans lequel la quantité de catalyseur dans la seconde zone réactionnelle est comprise entre 7 et 15% poids de la quantité totale de catalyseur, la quantité de catalyseur dans la troisième zone réactionnelle est comprise entre 15 et 20% poids de la quantité totale de catalyseur, la quantité de catalyseur dans la quatrième zone réactionnelle est comprise entre 20 et 30% poids de la quantité totale de catalyseur et la quantité de catalyseur dans la cinquième zone réactionnelle est comprise entre 30 et 57% poids de la quantité totale de catalyseur. 30 35 40