Elle concerne plus particulièrement l'étape dans laquelle se déroulent majoritairement les réactions de déshydrogénation des naphtènes contenus dans la charge, c'est à dire celle réalisée dans le premier réacteur de réformage ou de production d'aromatiques Le catalyseur comprend généralement un support (par exemple formé d'au moins un oxyde réfractaire, le support peut également inclure une ou plusieurs zéolithes), au moins un métal noble (le platine de préférence), et de préférence au moins un métal promoteur (par exemple l'étain ou le rhénium), au moins un halogène et éventuellement un ou plusieurs éléments additionnels (tels que alcalins, alcalino-terreux, lanthanides, silicium, éléments du groupe IV B, métaux non nobles, éléments du groupe m A, etc.).

Les catalyseurs de ce type contiennent, par exemple, du platine et au moins un autre métal déposés sur un support alumine chlorée. D'une manière générale, ces catalyseurs sont utilisés pour la conversion d'hydrocarbures naphténiques ou paraffiniques susceptibles de se transformer par déshydrocyclisation et/ou déshydrogénation, dans le reformage ou pour la production d'hydrocarbures aromatiques (par exemple production de benzène, toluène, ortho-, méta-ou paraxylènes). Ces hydrocarbures proviennent du fractionnement des pétroles bruts par distillation, ou d'autres procédés de transformation tels le craquage catalytique ou le vapocraquage.

Ces catalyseurs sont largement décrits dans la littérature.

Les réactions chimiques entrant en jeu dans le procédé de reformage sont nombreuses.

Elles sont bien connues ; on peut citer pour les réactions bénéfiques à la formation d'aromatiques et à l'amélioration de l'indice d'octane, la déshydrogénation des naphtènes, l'isomérisation des cycles cyclopentaniques, l'isomérisation des paraffines, la déshydrocyclisation des paraffines, et pour les réactions néfastes, I'hydrogénolyse et l'hydrocraquage des paraffines et des naphtènes. Ces diverses réactions ont des vitesses

très différentes et sont fortement endothermiques pour les réactions de déshydrogénation, exothermiques pour les autres réactions. C'est pourquoi le procédé de reformage se déroule dans plusieurs réacteurs subissant des baisses de températures plus ou moins importantes.

L'expérience montre que les réactions de déshydrogénation des naphtènes se passent dans le ou les premiers réacteurs.

Les procédés de reformage ou de production d'aromatiques s'effectuaient à 40 bars il y a 30 ans ; il y a 20 ans, à 15 bars, et aujourd'hui, il est courant de voir des réacteurs de reformage fonctionnant à des pressions inférieures à 10 bars, notamment comprises entre 3 et 8 bars.

Mais cette baisse de pression d'hydrogène, s'accompagne d'une désactivation plus rapide du catalyseur par cokage. Le coke, composé de poids moléculaire élevé et à base essentiellement de carbone et d'hydrogène, se dépose sur les sites actifs du catalyseur.

Le rapport molaire H/C du coke formé varie d'environ 0,3 à 1,0. Les atomes de carbone et d'hydrogène forment des structures poly-aromatiques condensées dont le degré d'organisation cristalline est variable en fonction de la nature du catalyseur et des conditions de fonctionnement des réacteurs. Bien que la sélectivité de transformation des hydrocarbures en coke soit très faible, les teneurs en coke accumulé sur le catalyseur peuvent tre importantes. Typiquement, pour les unités à lit fixe, ces teneurs sont comprises entre 2,0 et 20,0 à 25,5 % poids. Pour les unités à lit circulant, ces teneurs s'échelonnent de 3,0 à 10,0 % poids en sortie du dernier réacteur. Le coke se dépose majoritairement dans le ou les deux derniers réacteurs.

Le dépôt de coke, plus rapide à basse pression, impose une régénération également plus rapide du catalyseur. Les cycles de régénération actuels peuvent descendre jusqu'à 2-3 jours.

De très nombreux brevets traitent des procédés de reformage ou de production de composés aromatiques avec régénération continue ou séquentielle du catalyseur.

Les schémas de procédés mettent en oeuvre au moins deux réacteurs, dans lesquels circule de haut en bas un lit mobile de catalyseur, traversé par une charge composée d'hydrocarbures et d'hydrogène, charge réchauffée entre chaque réacteur.

L'expérience montre que le premier réacteur est le siège de réactions rapides fortement productrices d'hydrogène.

Le brevet FR-2,657,087 de la demanderesse décrit un tel procédé de reformage.

Sur la figure 1 ci-reproduite (correspondant à la figure 2 du brevet FR-2,657,087) on utilise 4réacteurs. On fait circuler une charge initiale composée d'hydrocarbures et d'hydrogène à travers au moins deux zones de réaction disposées en série, côte à côte, chacune de ces zones de réaction étant de type à lit mobile, la charge circulant successivement dans chaque zone de réaction, et le catalyseur circulant également dans chaque zone de réaction en s'écoulant en continu, sous la forme d'un lit mobile, de haut en bas de chacune d'elle, le catalyseur soutiré en bas de chaque zone de réaction étant transporté dans un courant d'hydrogène au sommet de la zone de réaction suivante, le catalyseur, soutiré en continu du bas de la dernière zone de réaction traversée par la charge, étant ensuite envoyé dans une zone de régénération.

En se reportant à la figure 1, la charge composée d'hydrocarbures et d'hydrogène, selon un rapport H2/HC bien défini, traverse le réacteur 1 (29), est réchauffée, traverse le réacteur 2 (42), est réchauffée, traverse le réacteur 3 (55a), est réchauffée, traverse le réacteur 4 (55), et est envoyée à une section de séparation.

Le catalyseur descend dans le réacteur 1 (29) en étant traversé par la charge, est soutiré de (29) par des conduites (31) et (32), est recollecté dans une trémie (34a), est élevé vers le ballon tampon supérieur (39) du réacteur 2 par l'intermédiaire d'un moyen de levage (34) et (36) ; il s'écoule de ce ballon tampon (39) par des conduites (40) et (41), vers le réacteur 2 (42) ; il est soutiré de (42) par des conduites (44) et (45), est recollecté dans une trémie (47a), est élevé vers le ballon tampon supérieur (52a) du réacteur 3 par l'intermédiaire d'un moyen de levage (47) et (49a) ; il s'écoule de ce ballon tampon (52a) par des conduites (53a) et (54a), vers le réacteur 3 (55a) ; il est soutiré de (55a) par des conduites (62a), est recollecté dans une trémie (47b), est élevé vers le ballon tampon supérieur (52) du réacteur 4 par l'intermédiaire d'un moyen de levage (47c) et (49) ; il s'écoule de ce ballon tampon (52) par des conduites (53) et (54), vers le réacteur 4 (55) ; il est soutiré de (55) par des conduites (62), est recollecté dans une trémie, est élevé vers le ballon tampon supérieur (7a) du régénérateur (10) par l'intermédiaire d'un moyen de

levage (60a), (6a) et (6b) ; il s'écoule de ce ballon tampon (7a) par une conduite (9), vers le régénérateur (10) ; il est soutiré de (10) par des conduites (16), est recollecté dans une trémie (17a), est élevé vers le ballon tampon supérieur (63) du réacteur 1 par l'intermédiaire d'un moyen de levage (17) et (19) ; il s'écoule de ce ballon tampon (63) par des conduites (66) vers un ballon de réduction (20), où le catalyseur retrouve au moins partiellement sa forme métallique ; enfin, il s'écoule par les conduites (27) et (28) vers le réacteur 1 (29).

Le traitement de la charge dans le (s) réacteur (s) de reformage ou de production d'aromatiques a lieu généralement sous des pressions de 0,1 à 4 MPa et de préférence 0,3-0,8 MPa, 400-700°C et de préférence 480-600 °C, des vitesses spatiales de 0,1 à 10 h-l et de préférence 1-4 h-1 et avec des ratios hydrogène recyclé/hydrocarbures (mol.) de 0,1 à 10 et de préférence 3-10, et plus particulièrement de 3-4 pour le reformage régénératif et 4-6 pour le procédé de production d'aromatiques.

Traditionnellement, une première séparation est effectuée après le dernier réacteur, entre les hydrocarbures et un hydrogène de recyclage qui est réinjecté dans la charge fraîche.

L'effluent non recyclé subit un processus de séparation qui permet d'obtenir un hydrogène dit exporté, qui peut renfermer jusqu'à 10 % volume, ou au mieux 4 %, d'hydrocarbures légers tels que l'éthane et le propane. En comparaison, l'hydrogène de recyclage peut contenir plus de 10 %, généralement plus de 12 % ou de 15 % en volume C2+, de C2H4 à C10 aromatiques.

Les catalyseurs cokes sont régénérés.

Généralement, la régénération du catalyseur s'effectue principalement en trois étapes : (a) une étape de combustion où le coke est éliminé par brûlage avec un gaz contenant de l'oxygène, (b) une étape d'halogénation où le catalyseur est balayé par un gaz halogène, qui permet de réintroduire de l'halogène sur le catalyseur et de redisperser la phase métallique,

(c) une étape de séchage ou de calcination qui élimine du catalyseur l'eau produite par la combustion du coke.

Elle est complétée par une étape de réduction où le catalyseur est réduit préalablement à l'introduction de la charge, qui est réalisée généralement entre le régénérateur (où sont mises en oeuvre les étapes a, b, c) et le premier réacteur où a lieu la réaction.

La réduction consiste en une transformation chimique de la phase métallique contenue dans le catalyseur. A l'issue de la préparation du catalyseur ou de l'étape de calcination subie par le catalyseur en régénération, le ou les métaux sont présents à la surface du catalyseur sous forme d'oxyde, ou d'oxychlorure pratiquement inactifs catalytiquement.

Avant injection de la charge d'hydrocarbures à traiter, il est donc indispensable de procéder à la réduction du catalyseur.

En pratique, cette réduction est réalisée à haute température (entre 300-800 °C et plus généralement 450 et 550 °C) en présence d'hydrogène exporté ou purifié, et pendant des durées généralement comprises entre quelques minutes à plusieurs heures. L'hydrogène purifié est issu d'une unité de purification d'hydrogène exporté. Il contient en général moins de 1% vol de C2+.

Ainsi, il était amené pour la réduction un gaz hydrogène purifié ou exporté et qui était ensuite soutiré et perdu, une fois l'opération de réduction terminée, et il était amené pour la réaction un hydrogène de recyclage (non purifié) et dans un rapport H2/HC unique pour l'unité de réformage.

La présente invention concerne plus précisément un procédé de production d'aromatiques à partir de coupe hydrocarbonée à l'aide d'un catalyseur circulant en lit mobile, procédé comprenant au moins les étapes successives suivantes : -une première étape de traitement de la coupe mettant en oeuvre une réaction de déshydrogénation des naphtènes en présence d'hydrogène dans un rapport (H2),/HC avec (H2) l représentant la quantité molaire d'hydrogène pur introduite dans ladite

première étape et HC représentant la quantité molaire de charge introduite dans ladite première étape, -suivie d'au moins une étape ultérieure de traitement en présence d'hydrogène dans un rapport molaire (H2) 2/(HC) 2, avec (H2) 2 représentant la quantité molaire d'hydrogène pur introduite dans ladite étape ultérieure et (HC) 2 représentant la quantité molaire de charge entrant dans ladite étape ultérieure, -séparation de 1'effluent gazeux contenant l'hydrogène, du produit liquide et du catalyseur, avec recyclage dans ladite première étape de traitement d'une partie au moins de 1'effluent gazeux contenant l'hydrogène appelé gaz de recyclage, -régénération et réduction du catalyseur puis réintroduction du catalyseur dans ladite première étape de traitement, la réduction ayant lieu en présence d'hydrogène dans un rapport molaire (H2) Red/HC avec (H2) Red représentant la quantité d'hydrogène pur introduite en réduction, procédé dans lequel la somme des rapports molaires (H2),/HC + (H2) Red/HC est inférieure ou égale au rapport molaire (H2) 2/(HC) 2 ou, (H2) l/HC + (H2) Red/HC est supérieur à (H2) 2/(HC) 2, mais avec (H2),/(HC) inférieur à (H2) 2/ (HC) 2.

Dans la présente invention, il est également possible d'utiliser en réduction l'hydrogène de recyclage. Cette disposition permet notamment d'augmenter la quantité d'hydrogène exporté-produit à haute valeur ajouté-disponible, et peut aussi permettre, le cas échéant, de s'affranchir de la purification de l'hydrogène issu du procédé de reformage.

L'étape de réduction est généralement réalisée entre 300-800 °C, de préférence entre 400-600°C, le temps de séjour du catalyseur étant de 15 mn-2 h, et de préférence 30 mn- lh30.

Le procédé de production d'aromatiques (et plus particulièrement la zone dans laquelle est réalisée principalement la réaction de déshydrogénation des naphtènes) est conduit à 400-700°C, 0,1-4 MPa, avec des vitesses spatiales de 0,1-10 h-l, et les ratios molaires H2/HC de 0,1 à 10.

Avantageusement, le reformage est réalisé sous 0,3-0,8 MPa, à 480-600 °C, avec des vitesses spatiales de 1-4 h-'et avec des rapports préférés H2/HC d'au plus 4 voire au plus 2 dans l'étape mettant en oeuvre la déshydrogénation.

Une production d'aromatiques BTX est avantageusement réalisée sous 0,3-0,8 MPa. à 480-600 °C, avec des vitesses spatiales de 1-4 h-l et avec des rapports préférés H2/HC d'au plus 6 voire au plus 3 dans l'étape mettant en oeuvre la déshydrogénation.

L'étape de traitement peut tre réalisée dans une ou plusieurs zones ; ainsi pour le reformage montré figure 1, quatre zones de traitement sont utilisées.

L'invention porte donc sur l'étape de déshydrogénation des naphtènes réalisée essentiellement dans première zone (ou premier réacteur) de l'étape de traitement.

Plusieurs sections (ou zones ou réacteurs) peuvent tre utilisés pour réaliser cette étape.

L'invention sera mieux expliquée à partir de la figure 2.

Le catalyseur circule du régénérateur (106) au ballon tampon supérieur (101) du premier réacteur (103), par l'intermédiaire d'un moyen de transfert (107) qui est par exemple un élévateur ou lift (107) ; il descend gravitairement par des conduites (108) vers la zone de réduction (102). Cette zone de réduction peut tre axiale ou radiale et peut comporter une ou plusieurs sections. Le catalyseur sortant de la zone de réduction passe par la (les) conduite (s) (109) dans le premier réacteur (103), duquel il est soutiré par des conduites (110) ; il est ensuite envoyé au ballon tampon supérieur (104) du deuxième réacteur (105) par un moyen de transfert (111), avantageusement un élévateur.

Le gaz contenant l'hydrogène utilisé pour l'étape de réduction est amené par la conduite (112). Avantageusement, il est amené à la température de l'étape de réduction, par au moins un moyen de chauffage (113). Le flux résultant (114) réduit le catalyseur dans l'enceinte (102). Il en ressort un flux (115).

A la charge, convoyée par au moins une conduite (116), est ajouté un gaz contenant de l'hydrogène par au moins une conduite (117) et le flux résultant entre par la conduite

(119) dans le premier réacteur dans lequel ont lieu principalement les réactions de déshydrogénation des naphtènes.

Soit (H2) l la quantité en moles d'hydrogène (exprimée en hydrogène pur) amenée au premier réacteur (103) (étant exclu l'éventuel hydrogène provenant de la réduction) par la conduite (119) (H2) Red la quantité en moles d'hydrogène (exprimée en hydrogène pur) amenée au réacteur (102) par la conduite (114) (H2) 2 la quantité en moles d'hydrogène (exprimée en hydrogène pur) amenée au réacteur (105) dans lequel se déroule l'étape ultérieure (ne comprenant pas principalement les réactions de déshydrogénation des naphtènes) (HC) la quantité en moles de charge entrant dans le premier réacteur (HC) 2 la quantité en moles de charge entrant dans le réacteur de l'étape ultérieure (105).

Sur la figure 2, (HC) 2 est égal à HC puisque tout 1'effluent du premier réacteur est traité dans le second réacteur. On peut envisager le cas où une partie seulement de l'effluent de la première étape est traitée dans l'étape ultérieure, et le cas où de la charge est ajoutée à 1'effluent de la première étape avant le réacteur de l'étape ultérieure.

Selon l'invention, la quantité (H2) est telle que (H2) l (H2) Red (H2) 2<BR> HC HC (HC) 2 et de préférence 1'effluent gazeux issu de la réduction est introduit dans ladite première étape et/ou dans au moins une étape ultérieure suivant la déshydrogénation, (H2)(H2) (H2) (H2) (H2)<BR> ou 2) + e > mais avec <. Généralement, au moins une partie de l'effluent gazeux issu de la réduction est extraite de l'unité sans passer dans aucune desdites étapes. De préférence, 1'effluent gazeux issu de la réduction est introduit dans ladite première étape et/ou dans au moins une étape ultérieure suivant la déshydrogénation.

D'une façon générale, ()'est d'au plus 10, et de préférence de 0,1 à 10.

Toutes les quantités sont exprimées en moles. Les quantités (H2) sont exprimées en hydrogène pur mais le gaz hydrogéné utilisé peut tre à base d'hydrogène purifié, d'hydrogène exporté ou de préférence d'hydrogène de recyclage.

La quantité d'hydrogène amené à l'étape de réduction (calculée en hydrogène pur) est choisie de telle sorte que la PPH par rapport au catalyseur soit comprise entre 1 et 10 kg d'hydrogène/kg de catalyseur/h, de préférence entre 2 et 6 kg d'hydrogène/kg de catalyseur/h. Le débit de gaz est suffisant pour éliminer les calories apportées par d'éventuelles réactions de craquage des hydrocarbures en C2+ contenus dans le gaz de réduction.

La qualité de l'hydrogène est moins critique que dans l'art antérieur. On peut ainsi avantageusement employer en réduction un gaz pouvant contenir des quantités importantes d'impuretés, par exemple 15% en volume de C2+ (hydrogène de recyclage).

Mais l'emploi d'hydrogène purifié ou exporté entre également dans le cadre de l'invention.

On notera que le rapport (H2) 2/ (HC) 2 exprimé précédemment est le rapport utilisé classiquement dans le procédé de traitement et plus particulièrement celui utilisé selon l'art antérieur dans la première zone. Il est ainsi préférentiellement de 2-4 pour le reformage et de 3-6 pour la production d'aromatiques.

Cela signifie que le rapport (H2) 1/HC, dans la zone de l'étape de traitement où a lieu la réaction de déshydrogénation des naphtènes, est inférieur au rapport H2/HC de l'art antérieur lorsque (figure 2) l'hydrogène amené pour la réduction est extrait de l'étape de réduction et ne passe pas dans ladite zone (excepté la faible partie qui passe avec le lit mobile de catalyseur). Il est bien évident que dans ce cas, on ajoute généralement de l'hydrogène à la charge entrant dans ladite étape ultérieure.

Ainsi, en mettant en oeuvre l'invention le rapport (H2),/HC au niveau de ladite zone a pu tre réduit et en conséquence la réaction de déshydrogénation des naphtènes est favorisée.

Avantageusement, le flux (118) est amené à la température de réaction du premier réacteur (103) par au moins un moyen de chauffage (120). Le flux résultant (119) réagit dans le réacteur (103), et donne un effluent (121).

De préférence, les flux gazeux (115) et (121) sont mélangés dans une conduite (122) et constituent la charge du réacteur suivant (105), qui est avantageusement amenée à la température de réaction par au moins un moyen de chauffage (123). Dans cette disposition préférée, le mélange de l'effluent hydrogène de réduction avec 1'effluent du premier réacteur, permet d'obtenir un rapport (H2) 2/ (HC) 2 en entrée de deuxième réacteur qui peut tre plus élevé que dans l'art antérieur, favorisant ainsi la transformation des hydrocarbures après déshydrogénation.

Ainsi les effluents gazeux issus de la réduction et de l'étape mettant en oeuvre la déshydrogénation sont introduits dans au moins une étape suivant la déshydrogénation.

Sont inclues les dispositions dans lesquelles une partie de l'effluent est introduite dans une étape ultérieure (2ème réacteur par exemple), une autre partie de l'effluent (ou le reste) étant introduite dans une autre étape ultérieure (3tme réacteur par exemple).

Il est mme possible d'ajouter du gaz de recyclage (ou tout autre hydrogène) dans ladite étape suivant la déshydrogénation.

De façon plus générale, au moins une partie de 1'effluent gazeux issu de la réduction peut tre introduit dans l'étape mettant en oeuvre la déshydrogénation et/ou au moins une étape suivante la déshydrogénation.

L'effluent sortant du réacteur (105) par la conduite (124) est ensuite traité conformément au procédé de traitement classique, par exemple il est envoyé vers une

troisième zone de traitement, il peut tre soutiré etc... Il en est de mme pour le catalyseur.

L'invention consiste donc à réduire l'apport d'hydrogène par la ligne (119) dans la première zone de l'étape de traitement, si on compare par rapport à l'art antérieur, à augmenter la quantité d'hydrogène dans l'étape de réduction. Dans tous les cas, la quantité d'hydrogène utilisé en réduction est maîtrisée.

Cette quantité d'hydrogène utilisée en réduction peut tre modulée selon les besoins de l'exploitant. Elle peut correspondre au maintien du rapport H2/HC global (réduction + ler réacteur). Elle peut aboutir à un rapport H2/HC global supérieur mais tout en maintenant un déficit d'hydrogène dans le le réacteur. Il en résulte au niveau du 2ieme réacteur (après déshydrogénation prépondérante des naphtènes) un maintien du rapport H2/HC (par rapport à l'art antérieur) ou une augmentation de ce rapport favorisant les autres réactions. Une injection supplémentaire d'hydrogène peut également tre faite.

Il en résulte des avantages très : (a) un débit important de l'hydrogène par rapport à la quantité de catalyseur en zone de réduction qui limite les effets thermiques néfastes de l'hydrogénolyse et de l'hydrocraquage des hydrocarbures en C2+ présents éventuellement dans l'hydrogène utilisé pour la réduction, de sorte que le procédé de l'invention peut fonctionner avec l'hydrogène de recyclage et en l'absence de purification, (b) le premier réacteur est le siège essentiellement de réactions de déshydrogénation des naphtènes (pour les unités de reformage ou de production de composés aromatiques) fortement productrices d'hydrogène ; une diminution de la quantité d'hydrogène introduit dans la charge de ce premier réacteur favorise ces réactions de déshydrogénation qui sont plus rapides. Malgré ces conditions plus favorables au cokage, on a pu constater que le cokage n'a pas le temps de se développer de manière sensible par rapport à la situation antérieure.

Pour l'exploitant l'invention se traduit par des gains importants résultant de : (a) la possibilité d'utiliser un hydrogène moins pur en réduction et de limiter le temps de résidence en zone de réduction, (b) la limitation de la déchloration et du frittage métallique en zone de réduction, et ainsi d'augmenter la durée de vie du catalyseur, (c) l'optimisation du rapport H2/HC dans le premier réacteur ce qui permet de réduire la quantité de catalyseur nécessaire dans ce premier réacteur pour la déshydrogénation des naphtènes.

Une installation préférée utilisable pour la mise en oeuvre du procédé selon l'invention est une installation pour la production d'aromatiques à partir de coupe hydrocarbonée à l'aide d'un catalyseur circulant en lit mobile, : -au moins une zone, dite première zone, pour le traitement de la coupe mettant en oeuvre une réaction de déshydrogénation des napthènes, ladite zone étant munie d'au moins une conduite pour l'introduction de la coupe et, au moins une conduite pour l'introduction d'un gaz contenant de l'hydrogène, et comportant également au moins une conduite pour l'extraction d'un flux ; -au moins une zone ultérieure de traitement située après ladite première zone et comportant au moins une conduite amenant la charge à ladite zone ultérieure, et au moins une conduite pour la sortie d'un effluent ; -au moins une zone pour la séparation du catalyseur, du produit liquide et de 1'effluent gazeux contenant de l'hydrogène, située après lesdites zones de traitement ; -au moins une zone pour la régénération du ; -au moins une zone pour la réduction du catalyseur régénéré relié à ladite zone mettant en oeuvre la déshydrogénation des naphtènes de sorte que le catalyseur réduit entre dans ladite zone de déshydrogénation, ladite zone de réduction étant munie -d'au moins une conduite pour l'introduction de gaz contenant l'hydrogène ; -et d'au moins une conduite pour l'extraction d'un flux gazeux ;

-au moins une conduite pour le recyclage d'au moins une partie de 1'effluent gazeux contenant l'hydrogène à partir de ladite zone de séparation vers ladite zone mettant en oeuvre la réaction de déshydrogénation ; installation dans laquelle la conduite pour l'extraction du flux gazeux issu de la réduction est reliée à au moins une conduite amenant la charge de la zone ultérieure.

De préférence, l'installation comporte également au moins une conduite pour le recyclage d'au moins une partie de l'effluent gazeux contenant l'hydrogène obtenu dans la zone de séparation vers ladite zone de réduction.

Dans le cas de la production d'aromatiques visée ici, la conduite pour soutirer la coupe traitée d'une quelconque des zones de traitement est la mme que la conduite pour soutirer les effluents gazeux, la réaction ayant lieu en phase gazeuse.

Le lit de catalyseur circulant en lit mobile, chaque zone est évidemment munie d'un moyen pour amener le catalyseur et d'un moyen pour le soutirer.

Avantageusement la conduite pour l'introduction d'un gaz contenant de l'hydrogène est également reliée à une conduite amenant de 1'effluent gazeux recyclé.

De façon particulièrement avantageuse, l'invention propose un dispositif utilisable pour mettre en oeuvre le procédé selon l'invention. Ce dispositif est une enceinte (réacteur) comprenant une zone de réduction suivie d'une zone mettant en oeuvre une déshydrogénation, dans le sens de l'écoulement du catalyseur.

Plus précisément, l'invention concerne un réacteur pour le traitement de coupe hydrocarbonée à l'aide d'un catalyseur circulant en lit mobile, comportant au moins une conduite pour l'introduction du catalyseur en haut du réacteur et d'au moins une conduite pour la sortie du catalyseur et située en bas du réacteur, et comportant au moins une zone (103) pour le traitement de la coupe mettant en oeuvre une réaction de déshydrogénation, ladite zone étant munie d'au moins une conduite (119) pour

l'introduction de la coupe, d'au moins une conduite (121) pour soutirer ladite coupe traitée et l'effluent gazeux, ladite zone comportant en outre au moins une conduite (117, 119) pour l'introduction d'un gaz contenant de l'hydrogène, réacteur dans lequel ladite zone de traitement est située dans la partie inférieure du réacteur, la partie supérieure comprenant au moins une zone de réduction (102) du catalyseur munie d'au moins une conduite (114) pour l'introduction de gaz contenant l'hydrogène.

La figure 3 montre un tel réacteur. Sur la figure, on a représenté une technologie à lits radiaux.

Compte tenu de l'importance du débit d'hydrogène et de la perte de charge qui en résulte en lit axial, un lit radial pourra tre préféré, mais les dispositions à lits axiaux entrent également dans le cadre de l'invention.

Le catalyseur circule du régénérateur (106) au ballon tampon supérieur (101) du premier réacteur (125), par l'intermédiaire d'un moyen de transfert (107) qui est par exemple un élévateur ou lift (107) ; il descend gravitairement par des conduites (108) vers la zone de réduction (102). Cette zone de réduction peut tre axiale ou radiale et peut comporter une ou plusieurs sections. Le catalyseur sortant de la zone de réduction passe dans la zone mettant en oeuvre la déshydrogénation (103) située dans le réacteur (125), duquel il est soutiré par des conduites (110) ; il est ensuite envoyé au ballon tampon supérieur (104) du deuxième réacteur (105) par un moyen de transfert (111), avantageusement un élévateur.

Le gaz contenant l'hydrogène utilisé pour l'étape de réduction est amené par la conduite (112). Avantageusement, il est amené à la température de l'étape de réduction, par au moins un moyen de chauffage (113). Le flux résultant (114) réduit le catalyseur dans la zone (102). Après avoir traversé radialement le lit catalytique de l'extérieur vers l'intérieur du réacteur, l'effluent gazeux se retrouve dans le collecteur central (127).

A la charge, convoyée par au moins une conduite (116), est rajouté un gaz contenant de l'hydrogène par au moins une conduite (117) et le flux résultant entre par la conduite (119) dans le premier réacteur dans lequel ont lieu principalement les réactions de déshydrogénation des naphtènes.

Avantageusement, le flux (118) est amené à la température de réaction de la zone (103) par au moins un moyen de chauffage (120). Le flux résultant (119) traversant le lit de l'extérieur vers l'intérieur du réacteur, réagit dans la zone (103).

L'effluent gazeux résultant se retrouve dans le collecteur central (127).

Les effluents gazeux issus de la zone de réduction (102) et de la zone de traitement mettant en oeuvre une déshydrogénation (103) sont soutirés en mélange par la condutie (121), et constituent la charge du réacteur suivant (105), qui est avantageusement amenée à la température de réaction par au moins un moyen de chauffage (123).

Le mélange des gaz entrant dans chaque zone est avantageusement évité pour la mise en place d'un moyen de séparation (126) (par ex. une plaque) desdites zones.

Dans la disposition figure 3, les effluents gazeux sont mélangés dans le collecteur central (127). Selon une variante, leur mélange en réacteur est évité par la mise en place d'un moyen de séparation desdites zones situé dans le collecteur. Les effluents gazeux sont alors soutirés séparément au niveau de chaque zone, le réacteur comportant alors au moins une conduite pour l'extraction de l'effluent gazeux issu de la réduction.

On a décrit ici une circulation radiale du gaz à travers le lit catalytique de l'extérieur vers l'intérieur du réacteur, la circulation en sens inverse entre également dans le cadre de l'invention.

Les applications préférées sont le reformage et la production de BTX.

L'installation comportant ledit réacteur fait également partie de l'invention.

On citera ci-après des modes de réalisation avantageux : (1) 1'effluent gazeux issu de la réduction est envoyé en totalité dans ladite première étape et l'ensemble est envoyé en totalité dans ladite étape ultérieure.

(2) les effluents gazeux issus de la réduction et de ladite première étape sont soutirés séparément puis envoyés en totalité dans ladite étape ultérieure (fig. 2).

(3) une partie de 1'effluent gazeux issu de la réduction est envoyée dans ladite première étape, l'autre partie étant envoyée dans ladite étape ultérieure en mélange avec 1'effluent gazeux issu de ladite première étape (l'effluent gazeux de réduction peut tre envoyé dans une ou plusieurs étapes ultérieures).

(4) une partie de 1'effluent gazeux issu de la réduction est envoyée dans au moins une étape ultérieure et/ou dans la première étape, le reste étant extrait de l'unité sans passer dans aucune desdites étapes de traitement.

(5) tout l'effluent gazeux issu de la réduction est extrait sans passer dans aucune desdites étapes de traitement, de l'hydrogène est additionné à la charge entrant dans ladite étape ultérieure.

On notera que pour toutes ces dispositions, le rapport (H2,)/HC dans la première étape est toujours inférieur à celui de ladite étape ultérieure.

On notera également que, généralement, au moins une partie de 1'effluent gazeux issu de la réduction est introduite dans au moins une étape de traitement du procédé (première étape, étape ultérieure).

Dans toutes les dispositions avantageuses citées, on peut toujours additionner de l'hydrogène extérieur au procédé.

L'exemple suivant illustre l'invention sans en limiter la portée.

Le catalyseur circule à 800 kg/h et 90 839 kg/h de charge sont traités. La réduction est effectuée avec 18 294 kg/h d'un gaz riche en hydrogène de pureté 83.7 % en volume d'hydrogène, de masse molaire 9.6 kg/kmole, avec une PPH en H2 de 4 h-l, et un temps de séjour du catalyseur de 1 heure. Le rapport (H2) Red/HC est de 2,07. Dans la première zone de traitement (premier réacteur), on injecte 9 976 kg/h de gaz riche en hydrogène de pureté 83.7 % en volume d'hydrogène, de masse molaire 9.6 kg/kmole, dans la charge à 90839 kg/h. On obtient alors un rapport (H2),/HC égal à 1.13.

Dans l'art antérieur, pour le mme débit de charge et de catalyseur, on injectait dans le premier réacteur un gaz d'hydrogène de recyclage de masse molaire 9,6 kg/kmole, contenant 83,7 % en volume d'hydrogène, au débit de 28270 kg/h. Tout 1'effluent passait dans le deuxième réacteur. Le rapport molaire (H2) 2/HC résultant était égal à 3,2. La réduction était effectuée avec un gaz riche à 92,1 % en volume d'hydrogène, de masse molaire 4,4 kg/kmole, sous un débit de 600 kg/h, et pour un temps de séjour du catalyseur de 2 heures.

On peut constater qu'avec l'utilisation du procédé selon la présente invention, on peut utiliser de l'hydrogène non purifié c'est-à-dire contenant plus de 10 % en volume d'impuretés, et généralement plus de 15 % en volume, tant au niveau du présent réacteur de reformage qu'au niveau du réacteur réducteur ; et le débit de gaz riche en hydrogène injecté dans la charge du premier réacteur est diminué de la quantité ajoutée en réduction.

Ces conditions sont modulables.

En effet, dans le cas où on souhaite un rapport (H2),/HC inférieur à 1,1, il faudra injecter le gaz riche en hydrogène restant (qui n'a pas alors été injecté dans la charge qui entre du premier réacteur) dans 1'effluent du premier réacteur avant son entrée dans le second réacteur.

Si un rapport (H2) 1/HC plus élevé dans le premier réacteur est souhaité, il est possible de réduire le débit d'hydrogène H2 en réduction. Ainsi avec une PPH H2 en zone de réduction égale à 2 h-1 par exemple, on peut alors opérer dans les conditions de 1'exemple un rapport (H2) l/HC égal à 1.4 dans le premier réacteur.

Il est possible d'avoir un temps de séjour et une PPH H2 en réduction, et un rapport (H2) l/HC dans le premier réacteur tels que le cas de 1'exemple n'est pas applicable. Il se peut que les quantités d'hydrogène de réduction et d'hydrogène injecté dans la charge ne soient pas suffisantes pour avoir un rapport (H2) l/HC convenable en entrée de second réacteur. Dans ce cas, il est possible d'installer une injection supplémentaire de gaz riche en hydrogène dans les effluents sortant du premier réacteur, ou du moins dans la charge du second réacteur.