Une des façons d'atteindre cet objectif consiste à jouer sur un facteur d'échelle pour réduire les coûts d'investissement par tonne de produit liquide obtenue.

La mise en oeuvre du catalyseur utilisé pour favoriser la réaction de synthèse sous forme de suspension dans la phase liquide (« slurry »), permet de réaliser des réacteurs de taille unitaire très importantes et d'atteindre des niveaux de production très importants, par exemple de 10 000 barils par jour à l'aide d'un seul réacteur triphasique.

De tels réacteurs triphasiques comprenant un catalyseur en suspension dans un solvant généralement inerte dans la réaction. Ils sont généralement appelés réacteurs slurry. Parmi les différents types de réacteur slurry, ont connaît notamment des réacteurs de type autoclave parfaitement agités, ou encore des réacteurs de type colonne à bulle qui opèrent dans des conditions hydrodynamiques variables allant du réacteur parfaitement agité au réacteur opéré en mode piston sans dispersion, ceci tant pour la phase gazeuse que pour la phase liquide.

Récemment, de tels types de réacteurs ont été envisagés pour la synthèse Fischer- Tropsch, plutôt que les réacteurs conventionnels en lit fixe qui présentent l'inconvénient de ne pas évacuer aussi facilement la chaleur dégagée par la réaction.

Ainsi les brevets US 5 961 933 et US 6 060 524 décrivent un procédé et un appareillage permettant d'opérer un réacteur slurry du type colonne à bulle pour la synthèse Fischer-Tropsch. Dans ces brevets, le réacteur slurry comprend un système de recirculation interne ou externe du liquide, ce qui permet d'atteindre des productivités plus élevées pour chaque réacteur Fischer-Tropsch.

Le demande de brevet WO 01/00.595 décrit un procédé de synthèse d'hydrocarbures à partir de gaz de synthèse dans un réacteur triphasique, de préférence du type colonne à bulle, et dans lequel les conditions hydrodynamiques de la phase liquide sont telles que le nombre de Péclet de la phase liquide est supérieur à 0 et inférieur à 10. Par ailleurs, la vitesse superficielle du gaz est de préférence inférieure à 35 cm. s-1.

Le brevet EP-B-450 860 décrit une méthode permettant d'opérer de manière optimisée un réacteur triphasique de type colonne à bulle. Ce brevet, cherche à optimiser le fonctionnement d'un seul réacteur de ce type. il est indiqué que les performances dépendent essentiellement de la dispersion de la phase gazeuse (nombre de Péclet pour la phase gazeuse) et du maintien en suspension du catalyseur dans la phase liquide. En particulier, le nombre de Péclet pour la phase gazeuse doit impérativement tre supérieur à 0,2. Ainsi, ce brevet recommande de ne pas utiliser un réacteur sensiblement parfaitement agité pour ce qui concerne la phase gazeuse (nombre de Péclet gaz voisin de 0), car ce type de réacteur conduit à des niveaux de performance insuffisants.

Ainsi, un tel procédé se heurte à certaines limitations, liées notamment aux phénomènes de mélange axial. Pour favoriser le transfert massique gaz-liquide et liquide solide et le transfert thermique, on a intért à brasser fortement les phases liquide et gazeuse en présence, ce qui augmente le mélange axial. En outre pour de grands diamètres de réacteur, par exemple de 8 à 11 m, des mouvements importants de recirculation interne se produisent, qui entraînent un mélange très important de la phase liquide. Ces phénomènes sont favorables sur le plan du transfert de masse gaz-liquide et/ou liquide-solide et du transfert thermique, mais par ailleurs un très fort mélange peut tre défavorable pour le degré d'avancement de la réaction.

Le procédé selon l'invention vise à pallier ces problèmes en combinant au moins deux réacteurs triphasiques, de préférence au moins trois réacteurs triphasiques. II a en effet été observé que la mise en oeuvre de réacteurs fortement mélangés en série permet d'obtenir un avancement correct de la réaction, tout favorisant l'évacuation des calories. Cette enchaînement permet d'atteindre des productivités élevées en produits recherchés, c'est-à-dire essentiellement des paraffines présentant

essentiellement un nombre de carbone supérieur à 5, de préférence supérieur à 10, tout en limitant la formation de produits légers (hydrocarbures C1-C4).

DESCRIPTION DE L'INVENTION : L'invention concerne un procédé de synthèse d'hydrocarbures ayant de préférence au moins 2 atomes de carbone dans leur molécule et de manière plus préférée au moins 5 atomes de carbone dans leur molécule par la mise en contact d'un gaz contenant essentiellement du monoxyde de carbone et de l'hydrogène et dans une zone de réaction contenant une suspension de particules solides dans un liquide, qui comprend des particules solides de catalyseur de la réaction. Ladite suspension catalytique est également appelée slurry. Le procédé selon l'invention est donc mis en oeuvre dans un réacteur triphasique. De préférence, le procédé selon l'invention sera mis en oeuvre dans un réacteur triphasique du type colonne à bulle.

Le procédé selon l'invention est un procédé de conversion d'un gaz de synthèse en hydrocarbures liquides mis en oeuvre dans au moins deux réacteurs en série, de préférence au moins trois réacteurs en série contenant au moins un catalyseur en suspension dans une phase liquide, dans lequel lesdits réacteurs sont parfaitement mélangés, le dernier réacteur est au moins en partie alimenté par au moins une partie d'une au moins des fractions gazeuses recueillies à la sortie d'au moins un desdits réacteurs, et le mélange de produit en phase liquide et de catalyseur sortant du dernier réacteur est au moins en partie séparé de façon à obtenir un produit liquide sensiblement exempt de catalyseur et une fraction liquide enrichie en catalyseur (suspension catalytique enrichie en catalyseur, ou suspension catalytique concentrée), qui est recyclée Chacun des réacteurs utilisé est un réacteur du type colonne à bulle, avec mise en contact du gaz avec un mélange liquide/solide très divisé (réacteur « slurry » ou « slurry bubble column » selon la terminologie anglo-saxonne) Les catalyseurs utilisés peuvent tre de diverses natures et contiennent habituellement au moins un métal choisi de préférence parmi les métaux des groupes 5 à 11 de la nouvelle classification périodique des éléments.

Le catalyseur peut contenir au moins un agent d'activation (également appelé promoteur) choisi de préférence parmi les éléments des groupes 1 à 7 de la nouvelle

classification périodique. Ces promoteurs peuvent tre utilisés seuls ou en combinaison.

Le support est généralement une matière poreuse et souvent un oxyde réfractaire inorganique poreux. A titre d'exemple, ce support peut tre choisi dans le groupe formé par l'alumine, la silice, l'oxyde de titane, la zircone, les terres rares ou des mélanges d'au moins deux de ces oxydes minéraux poreux.

Typiquement la suspension peut contenir de 10 à 65 % en poids de catalyseur. Les particules de catalyseur ont un diamètre moyen compris le plus souvent entre environ 10 et environ 100 microns. Des particules plus fines peuvent tre éventuellement produites par attrition, c'est à dire par fragmentation des particules initiales de catalyseur.

Dans le procédé selon l'invention, chacun des réacteurs est fortement mélangé et se rapproche des conditions de mélange parfait. Les réacteurs selon l'invention sont donc définis comme étant sensiblement parfaitement agités et le nombre de Péclet peut tre avantageusement utilisé comme un critère permettant de mesurer le degré d'agitation desdits réacteurs.

Etant donné que la réaction a lieu en phase liquide, la maîtrise de l'hydrodynamique de cette phase est capitale. On peut appliquer pour chaque réacteur le modèle piston-dispersion à la phase liquide, car il est bien adapté aux phases continues. Le nombre de Peclet lié à ce modèle est Pe liq = VI*H/Dax ou VI est la vitesse du liquide dans le réacteur, H la hauteur d'expansion du lit catalytique et Dax le coefficient de dispersion axiale. Il doit de préférence tre inférieur à 10, et de manière plus préférée inférieur à 8. Un tel modèle est moins bien adapté à la représentation des phénomènes de mélange dans la phase gazeuse. Toutefois, si on l'utilise néanmoins pour interpréter une expérience dé traceur, en déterminant un nombre de Peclet, par exemple à partir de la variance du profil de concentration en sortie, il apparaît qu'il est possible d'atteindre des valeurs de préférence inférieures à 0,2, de préférence inférieures à 0,18, de manière très préférée inférieure à 0,15 et de manière encore plus préférée inférieure à 0,1 voire inférieures à 0,05 et dans certains cas inférieurs ou égaux à 0,03.

Ces conditions sont plus facilement réunies dans le cas d'un réacteur de très grand diamètre, par exemple supérieur à 6m. Toutefois il est également possible d'atteindre

de telles conditions dans le-cas d'un réacteur de. plus petit diamètre en réglant les conditions hydrodynamiques afin de favoriser l'agitation, et donc les transferts massiques gaz-liquide et liquide-solide. Cette agitation peut tre obtenue par tous les moyens connus de l'homme de l'art, et notamment par exemple en générant des mouvements de recirculation de la phase liquide au moyen de structures internes aux réacteurs ou de moyens de recirculation externe telles que des boucles de recirculation.

L'effet de mélange en phase gazeuse sera accru si ladite phase gazeuse est finement dispersée, en bulles de gaz d'un diamètre ne dépassant pas par exemple quelques millimètres. Une telle condition est par ailleurs favorable à la cinétique de réaction.

Pour favoriser l'avancement de la réaction, dans le procédé selon l'invention, on utilise des réacteurs en série, au moins deux, mais de préférence au moins trois.

Ceci permet en outre et c'est là un autre objet de la présente invention, d'étager l'injection de gaz de synthèse. De cette manière il est possible d'optimiser la configuration des réacteurs en série. En particulier, lorsque l'on vise des capacités par train élevées pour bénéficier d'un effet d'échelle, on se trouve limité en général par le diamètre maximal d'un réacteur, pour des raisons de construction et de transport par route. Ce diamètre peut tre par exemple de 11m. Dans ce cas, pour maximiser la capacité de production, il est avantageux d'utiliser des réacteurs de mme diamètre et on peut y arriver en ajustant la quantité de gaz de synthèse envoyée dans chacun des réacteurs.

Chacun des réacteurs est opéré à une température comprise de préférence entre 180°C et 370°C, de préférence entre 180°C et 320°C de manière plus préférée entre 200°C et 250°C, et à une pression comprise de préférence entre 1 et 5 MPa (Mégapascal), de préférence entre 1 et 3 MPa.

En résumé, le procédé selon l'invention est un procédé de conversion d'un gaz de synthèse en hydrocarbures liquides mis en oeuvre dans au moins deux réacteurs en série contenant au moins un catalyseur en suspension dans une phase liquide, dans lequel lesdits réacteurs sont sensiblement parfaitement mélangés, le dernier réacteur est au moins en partie alimenté par au moins une partie d'une au moins des fractions gazeuses recueillies à la sortie d'au moins un desdits réacteurs, et le mélange de

produit en phase liquide et du catalyseur sortant du dernier réacteur est au moins en partie séparé de façon à obtenir un produit liquide sensiblement exempt de catalyseur et une fraction liquide enrichie en catalyseur, qui est recyclée. Le procédé selon l'invention comprend de préférence au moins 3 réacteurs en série.

Dans le procédé selon l'invention, le nombre de Péclet liquide est de préférence inférieur à 8, et de manière indépendante, le nombre de Péclet gaz est de préférence inférieur à 0,2 et de manière plus préférée inférieur à 0,1.

Selon un mode préférée de fonctionnement du procédé selon l'invention, à la sortie de chaque réacteur la phase gazeuse est séparée de la phase liquide contenant le catalyseur en suspension. De manière plus préférée, les fractions gazeuses sortant des premiers réacteurs sont réunies, traitées et envoyées à l'entrée du dernier réacteur et de manière très préférée, la fraction gazeuse sortant du dernier réacteur est recyclée à l'entrée de l'étape de production de gaz de synthèse.

Selon un mode préféré de fonctionnement du procédé selon l'invention, l'introduction de gaz de synthèse est répartie à l'entrée des réacteurs en série de façon à ce que tous les réacteurs soient de taille identique.

Le catalyseur du procédé selon l'invention est de préférence formé d'un support minéral poreux et d'au moins un métal déposé sur ce support. Le catalyseur est de préférence mis en suspension dans la phase liquide sous forme de particules d'un diamètre de préférence inférieur à 200 microns.

Plusieurs modes de réalisation possible de l'invention sont décrits ci-après. Dans les figures présentées, les références d'un mme flux ou équipement sont identiques.

EXEMPLE 1 : Plusieurs modes de réalisation de l'invention sont possibles, l'un de ces modes est présenté sur la figure 1.

Dans cet exemple d'agencement du procédé selon l'invention, on utilise 3 réacteurs en série. Le gaz de synthèse arrive par le conduit 100. Il est envoyé au premier réacteur R1, dans lequel il est dispersé au sein de la phase liquide formée par les produits de la réaction qui sont recyclés. A la sortie de ce premier réacteur R1, on évacue par le conduit 101 le mélange de produit liquide formé contenant le catalyseur en suspension (suspension catalytique) ainsi que le gaz n'ayant pas réagi,

sous forme d'une phase dispersée. Par le conduit 102 on introduit une deuxième alimentation de gaz de synthèse et le mélange résultant est envoyé par le conduit 103 au deuxième réacteur R2. A la sortie de ce deuxième réacteur R2, on évacue par le conduit 104 le mélange de produit liquide contenant le catalyseur en suspension ainsi que le gaz n'ayant pas réagi, sous forme de phase dispersée. Par le conduit 106 on introduit une troisième alimentation en gaz de synthèse et le mélange résultant est envoyé par le conduit 107 au troisième réacteur R3. A la sortie de ce troisième réacteur R3, on évacue par le conduit 108 le mélange de produit liquide contenant le catalyseur en suspension ainsi que le gaz n'ayant pas réagi, sous forme de phase dispersée. La phase gazeuse est séparée de la phase liquide dans le séparateur SL. Cette phase gazeuse est évacuée par le conduit 111, traitée et recyclée. La phase liquide contenant le catalyseur en suspension (suspension catalytique) est envoyée au système de séparation et de filtration SC. La phase liquide séparée du catalyseur est évacuée par le conduit 110 tandis que la phase liquide concentrée en catalyseur (suspension catalytique concentrée) est recyclée par le conduit 109 au premier réacteur R1.

EXEMPLE 2 : Dans le procédé selon l'invention, des séparations intermédiaires peuvent éventuellement tre effectuées. En particulier, il et possible de séparer la fraction gazeuse résiduelle à la sortie de chaque réacteur, comme le montre le schéma de la figure 2.

Les fractions gazeuses résiduelles sont séparées à la sortie de chacun des réacteurs, au moyens des séparateurs, SL1, SL2 et SL3.

Ceci évite d'envoyer les gaz inertes et l'eau que contiennent les fractions gazeuses résiduelles sortant d'un réacteur au réacteur suivant. Les séparateurs SL1, SL2, SL3 fonctionnent par exemple par décantation, en prévoyant un temps de séjour dans le ballon de séparation suffisant. Les fractions gazeuses ainsi collectées par les conduits 111, 112 et 113 sont réunies, traitées et recyclées.

Les fractions gazeuses collectées par les conduits 111,112 et 113 contiennent de l'eau, du dioxyde de carbone, des hydrocarbures légers ainsi qu'un mélange d'oxyde de carbone et d'hydrogène. II est avantageux d'envoyer le mélange d'oxyde de

carbone et d'hydrogène recueilli à la sortie d'un réacteur au réacteur suivant (non représenté).

Les autres flux ou équipements sont identiques à ceux de la figure 1.

EXEMPLE 3 : Dans le cas de l'exemple de réalisation représenté sur la figure 3, les fractions gazeuses recueillies par les conduits 112 et 113 à la sortie des réacteurs R1 et R2 sont réunies et traitées. Le mélange gazeux est d'abord refroidi dans l'échangeur- condenseur C1, de façon à condenser l'eau. On obtient ainsi un mélange de trois phases, qui sont séparées dans le séparateur S4 : une phase aqueuse qui est évacuée par le conduit 114, une phase hydrocarbure liquide qui est évacuée par le conduit 115, et une phase gazeuse qui est évacuée par le conduit 116. La phase gazeuse est envoyée à une section de traitement T1, de façon à séparer au moins en partie le dioxyde de carbone qu'elle contient. La fraction gazeuse riche en dioxyde de carbone, qui est ainsi séparée est évacuée par le conduit 117. La section de traitement T1 peut mettre en oeuvre les différents procédés connus pour séparer le dioxyde de carbone. On peut utiliser par exemple un procédé de lavage par un solvant, tel que par exemple une amine, ou encore un solvant physique tel que le méthanol réfrigéré, le carbonate de propylène ou le diméthyléther de tétraéthylèneglycol (DMETEG). On peut également utiliser tout autre procédé basé par exemple sur une séparation par adsorption ou une séparation par membrane sélective. Le mélange gazeux obtenu, qui est évacué de l'unité de traitement T1 par le conduit 106, est enrichi en oxyde de carbone et en hydrogène. II contient encore des hydrocarbures légers et notamment du méthane. II est envoyé à l'entrée du dernier réacteur R3. II peut tre éventuellement mélangé avec un appoint de mélange d'oxyde de carbone et d'hydrogène, provenant de la section de production de gaz de synthèse (non représentée). Les hydrocarbures légers qui arrivent par le conduit 106 et qui ne sont pas convertis dans le réacteur R3 sont évacués par le conduit 111 et peuvent tre recyclés à l'entrée de la section de production de gaz de synthèse.

EXEMPLE 4 : Sur la figure 4 est présenté un autre exemple de disposition possible :

Le gaz de synthèse est envoyé au premier réacteur R1 par le conduit 100. A la sortie du réacteur R1, la phase gazeuse et la phase liquide sont séparées dans le séparateur SL1. La phase gazeuse sortant du séparateur SL1 est refroidie dans l'échangeur C1. Cette réfrigération conduit à la condensation d'une phase aqueuse et à l'évacuation de cette phase condensée par le conduit 210, par ailleurs une phase condensée d'hydrocarbures légers est évacuée par le conduit 211. La phase gazeuse résultante est évacuée par le conduit 113 et envoyée au réacteur R2, en étant mélangée à l'entrée du réacteur R2 avec un appoint de gaz de synthèse arrivant par le conduit 102. A la sortie du réacteur R2, la phase gazeuse et la phase liquide sont séparées dans le séparateur SL2. La phase gazeuse sortant du séparateur SL2 est refroidie dans l'échangeur C2. Cette réfrigération conduit à la condensation d'une phase aqueuse et à l'évacuation de cette phase condensée par le conduit 212 et par ailleurs d'une phase condensée d'hydrocarbures légers qui est évacuée par le. conduit 213. La phase gazeuse résultante est évacuée par le conduit 112 et envoyée au réacteur R3, avec un appoint de gaz de synthèse arrivant par le conduit 106. A la sortie du réacteur R3, la phase gazeuse et la phase liquide sont séparées dans le séparateur SL3. La phase gazeuse sortant du séparateur SL3 est refroidie dans l'échangeur C3. Cette réfrigération conduit à la condensation d'une phase aqueuse et à l'évacuation de cette phase condensée par le conduit 213 ; par ailleurs une phase condensée d'hydrocarbures légers est évacuée par le conduit 214.

Les produits liquides sortant des séparateurs SL1, SL2 et SL3 par les conduits 200, 201 et 202, contenant le catalyseur en suspension (suspensions catalytiques) sont envoyés en mélange dans le séparateur SC, dans lequel les produits liquides évacués par le conduit 110 sont séparés d'une phase liquide concentrée en catalyseur (suspension catalytique concentrée), qui est recyclée aux réacteurs R1, R2 et R3.

Sur le schéma de la figure 4, les séparateurs SL1, SL2 et SL3 sont figurés comme distincts des réacteurs R1, R2 et R3. La phase gazeuse sortant de chaque réacteur pourrait, en alternative, tre séparée de la phase liquide contenant le catalyseur en suspension dans le réacteur lui-mme, la phase liquide contenant le catalyseur pouvant alors tre évacuée sous contrôle de niveau.

EXEMPLE 5 : Cet exemple décrit un mode de réalisation permettant la circulation du catalyseur entre les divers réacteurs. La figure 5 présente le schéma correspondant.

Chaque réacteur étant fortement mélangé, le catalyseur introduit à la base de chaque réacteur est réparti de façon homogène dans toute la phase liquide occupant le réacteur. Dans l'exemple de réalisation schématisé sur la figure 5, la fraction gazeuse non convertie se désengage en tte de chaque réacteur et la phase liquide contenant le catalyseur en suspension (suspension catalytique) s'écoule par débordement et circule vers la base du réacteur suivant par simple gravité. Les lignes de transfert assurant le passage d'un réacteur au réacteur suivant doivent tre conçues de façon à présenter la pente la plus régulière possible. La phase liquide recueille à la sortie du dernier réacteur est au moins partiellement séparée du catalyseur qu'elle contient et filtrée. Elle est alors évacuée par le conduit 110. Le catalyseur qui reste en suspension dans une phase liquide résiduelle (suspension catalytique concentrée) est recyclé avec cette phase liquide au premier réacteur par la ligne représentée en pointillé.

Un tel mode de réalisation peut tre également mis en oeuvre dans les cas où des dispositifs de séparation et notamment de désengagement de la phase gazeuse sont mis en oeuvre à la sortie de chacun des réacteurs comme cela est illustré dans les exemples 2,3 et 4.

Il est également possible d'effectuer à la sortie de chacun des réacteurs une séparation entre la phase liquide produite et une phase liquide concentrée en catalyseur qui est retournée au réacteur. Au lieu d'un dispositif de séparation unique SC, on disposera par exemple dans un tel cas d'autant de dispositifs de séparation que de réacteurs.

Les figures 6 et 7 présentent deux schémas d'agencement de réacteurs avec circulation utilisables dans le procédé selon l'invention. Ces réacteurs comprennent un échangeur interne, par exemple constitué de faisceaux de refroidissement de préférence tubulaires.

Ces réacteurs présentent une alimentation et une sortie, l'eau rentrant par la conduite 1 et la vapeur générée sortant par la conduite 2. Un système de dispersion de la charge 4 est également disposé à l'intérieur du réacteur. Il peut s'agir d'un

plateau distributeur de la charge gazeuse (gaz de synthèse) alimentée par la ligne 3.

L'alimentation en liquide comprenant le catalyseur en suspension peut éventuellement tre effectuée par la mme ligne, le mélange gaz/liquide/solide étant réalisé en amont, comme cela est le cas sur les figures 6 et 7. II est également possible d'utiliser des alimentations séparées, seul le gaz alimentant le système de dispersion 4. Dans la figure 7, la recirculation interne est favorisée par la conception du réacteur.

EXEMPLE 6 : La figure 8 représente un autre mode d'agencement de réacteurs selon l'invention, avec circulation particulière du catalyseur : Comme dans l'exemple 3, l'installation comprend deux (premiers) réacteurs R1, R2 opérant en parallèle avec du gaz de synthèse alimenté par les lignes 100 et 102, et un réacteur R3 opérant en série avec R1, R2, utilisant le gaz de synthèse résiduel non transformé, provenant des réacteurs R1 et R2 par les lignes 101 et 104. Ce gaz de synthèse résiduel, ou de première étape est (avantageusement) traité dans l'unité S1, pour sensiblement éliminer l'eau, et éventuellement du gaz carbonique, avant d'alimenter le réacteur R3 par la ligne 112. La section S1 peut ainsi correspondre aux équipements C1 et S4 de la figure 3, éventuellement avec addition de la section de traitement T1 représentée sur cette mme figure. La disposition particulière de l'installation de la figure 8, par rapport à l'installation de la figure 3 concerne la circulation du catalyseur, c'est-à-dire de la suspension catalytique d'au moins un catalyseur solide dans une phase liquide composée typiquement par des produits de la réaction. Cette suspension catalytique circule au moins en partie en contre-courant entre les différents réacteurs, un courant de suspension catalytique circulant du dernier réacteur R3 (dernier par rapport à la circulation du gaz de synthèse), vers un premier réacteur R2 par la ligne 221. Un autre courant de suspension catalytique circule du réacteur R2, vers le réacteur R1 par la ligne 222. Un troisième courant de suspension catalytique circule du réacteur R1 vers le réacteur R3, via la ligne 223, la section de séparation SC, puis la ligne 109 dans laquelle circule une suspension catalytique (relativement plus) concentrée, un courant de liquide épuré ayant été évacué par la ligne 110.

En alternative, le réacteur R1 n'est pas alimenté par une suspension catalytique provenant de R2, mais par une suspension catalytique provenant de R3, circulant dans le début de la ligne 221 puis dans la ligne en pointillé 224. le courant de

suspension catalytique évacué du réacteur R2 est, dans cette alternative, envoyé vers la section SC via la ligne 222, puis la ligne en pointillé 225, puis la ligne 223.

Dans ces deux configurations, un courant de suspension circule (directement, c'est- à-dire sans traverser une section de séparation) du (ou d'un) dernier réacteur R3, vers un précédent ou premier réacteur R1 ou R2 (par rapport à la circulation du gaz de synthèse), et un courant de suspension relativement concentrée, issu d'une section de séparation SC, alimente le ou un dernier réacteur R3.

Un avantage de ces configurations résulte du fait que le dernier réacteur R3 fonctionne avec une concentration de la suspension catalytique supérieure à celle des réacteurs précédents ou premier (s) réacteur (s) R1, R2. En effet, la concentration moyenne (en catalyseur) de la suspension catalytique dans le réacteur R3 est inférieure à celle de la suspension alimentant R3 par la ligne 109, du fait de la production de produits liquides dans R3. De façon plus générale, une suspension catalytique quittant un réacteur est moins concentrée que la suspension catalytique alimentant ce mme réacteur. L'intért d'avoir une suspension catalytique relativement plus concentrée dans le dernier réacteur est que ceci permet de compenser des conditions opératoires moins favorables. D'une part, le réacteur R3 étant en aval de R1 et R2, fonctionne sous une pression plus basse que celle (s) de R1, R2. D'autre part, le gaz de synthèse s'est appauvri en réactifs (H2/CO) dans les réacteurs R1, R2, et enrichi en inertes produits par la réaction, notamment en méthane. Par conséquent, du fait de ces deux phénomènes, la pression partielle en réactifs (H2/CO) est notablement plus faible dans le (ou un) dernier réacteur R3 que dans un précédent ou premier réacteur R1, R2. L'utilisation d'une concentration catalytique relativement plus élevée dans le (ou un) dernier réacteur permet de compenser l'influence de cette pression partielle plus basse et de pouvoir maintenir une conversion élevée en dernière étape. Le pourcentage massique de catalyseur, peut tre par exemple compris entre 20 et 35 % poids, notamment entre 25 et 32% poids dans les premiers réacteurs R1, R2. Dans le réacteur R3, le pourcentage massique de catalyseur peut tre multiplié par un facteur K compris entre 1,03 et 1,25, notamment entre 1,06 et 1,20 et par exemple entre 1,08 et 1,18 par rapport au (x) pourcentage (s) de l'un (ou des) premiers réacteurs R1, R2.

Souvent, dans l'une ou l'autre des différentes configurations décrites dans les figures précédentes, ou selon d'autres configurations non décrites mais évidentes pour la

personne du métier, au moins un réacteur (R1, R2, ou R3) est alimenté (typiquement directement, c'est-à-dire sans fractionnement intermédiaire du type d'une séparation liquide/suspension catalytique) par un courant de suspension catalytique issu d'un autre réacteur.

De façon générale, une installation pour la mise en oeuvre du procédé selon l'invention (selon l'une des configurations des figures précédentes ou d'autres configurations évidentes pour la personne du métier), au moins un réacteur est alimenté par un courant de suspension catalytique provenant directement d'un autre réacteur, et au moins un courant de suspension catalytique provenant d'un réacteur est au moins en partie séparé de façon à obtenir un produit liquide sensiblement exempt de catalyseur et une suspension catalytique enrichie en catalyseur (concentrée), qui est recyclée. Typiquement, chacun des réacteurs est en communication avec au moins un autre réacteur, par l'intermédiaire d'un courant de suspension envoyé directement à cet autre réacteur ou provenant directement de ce réacteur.

Souvent, la suspension catalytique enrichie en catalyseur, est recyclée au dernier réacteur (par exemple R3), de façon à enrichir la suspension catalytique de ce dernier réacteur par rapport à celle (s) des autres réacteurs, par exemple d'un ou plusieurs réacteurs (R1, R2).

Le procédé peut notamment comprendre une première étape réactionnelle réalisée dans plusieurs premiers réacteurs opérant en parallèle, dans lequel les fractions gazeuses sortant de ces premiers réacteurs sont réunies, traitées et envoyées à l'entrée d'un dernier réacteur. La conversion réalisée dans les premiers réacteurs peut tre déterminée de façon à ce que tous les réacteurs soient de taille identique.

Diverses modifications, évidentes pour la personne du métier peuvent tre mises en oeuvre sans sortir du cadre de l'invention : Notamment, et à titre d'exemples non limitatifs, le nombre de"premiers réacteurs"ou de"dernier (s) réacteur (s)" peut tre différent, par exemple compris entre 1 et 8. Le nombre d'étapes réactionnelles peut tre compris entre 1 et 5. Les réacteurs R1, R2, R3 précédemment décrits peuvent tre remplacés par des zones réactionnelles, éventuellement intégrées dans un nombre de réacteurs plus réduit etc...

EXEMPLE 7 : Cette exemple présente un bilan matière d'un mode de réalisation selon la figure 4.

Par le conduit 100, arrive un débit de 713t/h de gaz de synthèse dont la composition molaire est la suivante : Eau : 0, 004 Hydrogène : 0, 672 CO : 0, 311 Méthane : 0, 013 Le procédé utilisé comprend 3 réacteurs R1, R2, R3 sensiblement parfaitement mélangés et présentant les nombres de Péclet compris entre 0,02 et 0,03.

Le réacteur R1 opère à une température de 236°C. A la sortie du réacteur R1, après séparation, on recueille par le conduit 200,66 t/h de produits liquides comprenant 87% en fraction molaire de constituants, dont la molécule comprend au moins 10 atomes de carbone. Après refroidissement de la phase gazeuse, on récupère 234 t/h d'eau (conduit 210), 67 t/h d'hydrocarbures condensés (conduit 211) et 347 t/h de gaz de synthèse à une pression de 2,8 MPa, qui est envoyé au réacteur R2 via le conduit 113 en étant mélangé avec 327 t/h de gaz de synthèse arrivant par le conduit 102.

A la sortie du réacteur R2, après séparation, on recueille par le conduit 101,63 t/h de produits liquides. Après refroidissement de la phase gazeuse, on récupère par le conduit 212,224 t/h d'eau, par le conduit 213 76t/h de condensat et par le conduit 112, 311t/h de gaz de synthèse, qui est envoyé au réacteur R3 en étant mélangé avec 293t/h de gaz de synthèse arrivant par le conduit 106.

A la sortie du réacteur R3, on recueille par le conduit 202,58 t/h de produits liquides.

Après refroidissement de la phase gazeuse, on récupère 205 t/h d'eau, 75 t/h de condensat et 266 t/h de gaz de synthèse.

Le rendement de conversion global atteint 91 %.

II est possible de réaliser cet exemple avec des réacteurs de taille différente. II est également possible d'utiliser des réacteurs de taille identique, en adaptant les températures et conversions en produits liquides utilisées pour les réacteurs R1, R2 , R3, associées à la répartition du gaz de synthèse. L'adaptation des conditions pour

augmenter la taille relative. d'un réacteur donné permettant l'obtention de ces conditions, peut tre réalisée en augmentant le débit relatif de gaz de synthèse à l'entrée de ce réacteur, et/ou en augmentant la conversion dans ce réacteur, ét/ou en réduisant la température de ce réacteur. De préférence on ne joue que sur les deux premiers paramètres, la température des trois réacteurs restant sensiblement identique. Dans l'exemple précédent, les conditions citées peuvent tre obtenues avec des réacteurs de taille identique, opérant à des pressions voisines (ne différant que par les pertes de charge), et maintenus à la mme température de 236 °C.