L'invention concerne le domaine de la production d'essence à haut indice d'octane. Les naphtas issus de la distillation atmosphérique du pétrole sont habituellement principalement constitués d'hydrocarbures comprenant de 5 à 10 atomes de carbone (coupes C5-C10). Ces naphtas sont généralement fractionnés en une coupe naphta léger (coupe C5-C6) et une coupe naphta lourd (C7-C10). La coupe naphta lourd est habituellement envoyée dans un procédé de reformage catalytique. La coupe naphta léger qui comprend essentiellement des hydrocarbures à 5 ou 6 atomes de carbones (C5 et C6) mais peut comprendre en sus des hydrocarbures à 4 ou 7 voire 8 atomes de carbones (C4,C7,C8) est généralement isomérisée afin d'augmenter la proportion d'hydrocarbures ramifiés qui présentent un indice d'octane plus élevé que les hydrocarbures linéaires.

L'isomérat et le reformat obtenus sont ensuite envoyés au pool essence avec d'autres bases ou additifs (essence de craquage catalytique, alkylats, etc...). Compte tenu de la diminution progressive de la teneur maximale en composés aromatiques autorisée dans les essences (inférieur à 35% volume dans la spécification euro 5 par exemple), et des teneurs en aromatiques importantes des essences de reformage catalytique, les isomérats qui ne contiennent pas de composés aromatiques, prennent une importance croissante dans le pool essence.

Il est donc important de disposer de procédés d'isomérisation performants, tant en terme de rendement que d'indice d'octane. Ces procédés doivent également être économiquement intéressants en termes de niveau d'investissement et de coûts opératoire. Il est donc important d'optimiser le fonctionnement tant de la section réactionnelle d'isomérisation que des sections de fractionnement de la charge ou de l'effluent.

Le brevet FR 2 828 205 décrit un procédé d'isomérisation d'une coupe C5-C8 dans lequel ladite coupe est fractionnée en une coupe C5-C6 et une coupe C7-C8 qui sont chacune isomérisées séparément dans des conditions spécifiques à chaque coupe.

Le brevet US 2,905,619 décrit un procédé d'isomérisation dans lequel la coupe C5-C6 issue d'une coupe essence est séparée en différentes fractions qui sont isomérisées dans deux sections d'isomérisation opérées dans des conditions spécifiques.

Le brevet US 7,223,898 décrit un procédé d'isomérisation ne comprenant dans leur section de fractionnement qu'une stabilisation ou stripage et un déisohéxaniseur produisant 2 à 4 coupes différentes. Ces schémas de procédés ne comprennent pas de déisopentaninseur (DiP) et/ou dépentaniseur (DP). Le brevets GB 1,056,517 décrit un procédé d'isomérisation d'une coupe C5-C6 comprenant un déisopentaniseur (DiP), une isomérisation de la coupe appauvrie en isopentane (ISOM), une séparation de l'effluent isomérisé permettant de récupérer le n-pentane (DP) qui est recyclé avec la charge à l'entrée du déisopentaniseur et une séparation des hydrocarbures en C6 ramifiés (deisohexaniseur, DiH) permettant de récupérer des hydrocarbures en C6 ramifiés à haut indice d'octane, le complément étant recyclé au réacteur d'isomérisation. Ce schéma DiP/ISOM/DP/DiH correspond à la figure 1 (selon l'art antérieur de cette demande.

Le brevet US 3,131,235 décrit un procédé d'isomérisation d'une charge contenant des hydrocarbures comprenant 5 ou 6 atomes de carbone.

• La figure 1 représente un schéma du procédé selon l'art antérieur le plus proche. Ce schéma fait apparaitre la colonne du dé-isopentaniseur [3], la section réactionnelle d'isomérisation [1], la colonne de stabilisation [2], la colonne du dé-pentaniseur [4] et la colonne de dé-isohexaniseur [5].
  Ces numéros sont conservés sur les figures selon l'invention pour désigner les mêmes équipements.
• La figure 2 représente le procédé selon l'invention dans lequel le bloc noté (3+4) représente la première étape de séparation, et le bloc [5] la seconde étape de séparation.
• La figure 3 représente le procédé selon l'invention dans laquelle les colonnes [3] et [4] s'enchaînent en série.
• La figure 4 représente un procédé pas selon l'invention dans lequel les colonnes [3] et [4] sont regroupées en une seule colonne [3] permettant un fractionnement en 3 coupes.
• La figure 5 représente un procédé pas selon l'invention dans lequel les colonnes [3] et [4] se présentent dans l'ordre inverse, c'est-à-dire que c'est le flux de tête de la colonne [4] qui alimente la colonne [3].
• La figure 6 représente un exemple d'intégration thermique entre le condenseur d'une première colonne et le rebouilleur d'une autre colonne.

Les équipements sont notés par des numéros entre crochets et les flux par des numéros entre parenthèses. Les numéros des conduites véhiculant les flux sont les mêmes que ceux des flux véhiculés.

L'invention concerne le domaine de la production d'essence à haut indice d'octane. Les naphtas issus de la distillation atmosphérique du pétrole sont habituellement principalement constitués d'hydrocarbures comprenant de 5 à 10 atomes de carbone (coupe C5-C10).

Le procédé selon la présente invention traite une charge de type naphta léger et préférentiellement une coupe C5 et C6 (coupe d'hydrocarbures comprenant 5 ou 6 atomes de carbone), et vise à maximiser les molécules ramifiées par rapport aux molécules linéaires (ou normales). Toutefois ces charges peuvent éventuellement comprendre d'autres hydrocarbures, par exemple des hydrocarbures comprenant 4 ou 7, voire 8 atomes de carbone (coupes C4, C7,C8). On cherchera toutefois de préférence à limiter la quantité de ces hydrocarbures via par exemple une séparation préalable.

Pour ce qui concerne les hydrocarbures en C4, ils peuvent aussi être en grande partie séparés dans la colonne de stabilisation [2],

Le procédé selon l'invention s'applique plus particulièrement aux charges dont la teneur en iso pentane est inférieure à 25% et préférentiellement inférieure à 20%.

Le procédé selon l'invention comprend une section d'isomérisation [1], une stabilisation de l'effluent isomérisé [2] (notée STAB), une séparation de l'iso-pentane (notée DiP), une séparation du n-pentane (notée DP),(représentées par le bloc 3+4) et une séparation des produits restant, notamment des composés ramifiés en C6 (notée DiH) (représenté par le bloc 5), selon la séquence ISOM/ST AB/DiP/DP/DiH.

Dans une variante pas selon l'invention, la séparation de l'iso-pentane et du n-pentane peut également être effectuée dans une même colonne permettant un fractionnement en 3 coupes selon la séquence ISOM/STAB/DiP/DiH selon la figure 4.

Le procédé selon l'invention se distingue donc du procédé selon l'art antérieur (figure 1) en ce qu'il comprend la séparation successive de l'iso-pentane, du n-pentane et des composés ramifiés en C6 dans cet ordre selon la figure 3, ou la séparation simultanée du n-pentane et de l'iso-pentane dans une même colonne de fractionnement selon la figure 4, suivie de la séparation des composés ramifiés en C6, ou encore la séparation d'une coupe C5, puis celle du n-pentane et de l'iso-pentane et celle des composés ramifiés en C6 selon la figure 5.

Dans le procédé selon l'invention, lesdites séparations sont toutes situées en aval de la section d'isomérisation [1], et plus précisément an aval de la colonne de stabilisation [2], contrairement aux procédés de l'art antérieur qui ne présentent qu'une seule colonne de DiH (dé-isohexaniseur), ou 3 colonnes de fractionnement, mais avec la colonne DiP (dé-isopentaniseur) située en amont de la section d'isomérisation selon le schéma de la figure 1.

De façon plus précise, la présente invention peut se décrire comme un procédé d'isomérisation d'un naphta léger, ou préférentiellement d'une coupe essentiellement C5-C6, le dit procédé comprenant les étapes de séparation comme décrit dans la revendication 1.

Dans le procédé selon l'invention, la charge (10) est généralement constituée par un naphta léger, préférentiellement une coupe C5-C6, pouvant éventuellement contenir des hydrocarbures plus lourds. Cette charge est envoyée dans une section d'isomérisation catalytique [1], puis l'effluent (11) est fractionné dans une section de fractionnement comprenant les étapes suivantes :

• une stabilisation [2] de l'effluent isomérisé qui consiste à séparer en tête les composés plus légers que les pentanes (flux 13), et en fond un effluent stabilisé (12)
• une première étape de séparation par distillation (bloc 3+4) permettant de séparer les hydrocarbures à 5 atomes de carbone des composés plus lourds envoyés vers la seconde section de séparation [5]. Cette première étape de séparation consiste à produire les 3 coupes suivantes : a) une coupe enrichie en iso-pentane (15) qui est un premier produit du procédé, b) une coupe enrichie en n-pentane (16) qui est recyclée à la section réactionnelle [1], et c) une coupe enrichie en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) qui est dirigée vers une deuxième étape de séparation [5],
• une deuxième étape de séparation [5] consistant en une colonne de séparation dont les produits de tête et de fond sont les produits de l'unité, à savoir un flux de tête (19) riche en composés ramifiés en C6, un flux de fond (18), et une coupe intermédiaire (20) enrichie en n-hexane, prélevée en soutirage latéral qui est recyclée à la section réactionnelle [1].

La coupe enrichie en iso-pentane (15) issue de la première étape de séparation ainsi que les flux de tête (19) et de fond (18) issus de la deuxième étape de séparation peuvent éventuellement ensuite être mélangés pour fournir le ou les produits du procédé.

La figures 1 montre le schéma de procédé selon l'art antérieur qu'on peut considérer comme le plus proche de la présente invention.

La charge (10) est amenée dans un dé-isopentaniseur [3] qui permet de sortir en tête un flux d'isopentane (15). Le flux de fond (14) du dé-isopentaniseur [3] est envoyé à la section réactionnelle d'isomérisation [1] par la conduite 14.

Les conditions opératoires de la section réactionnelle [1] sont choisies de façon à favoriser la transformation des n-paraffines de faible indice d'octane (n-pentane, n-hexane) vers des iso-paraffines d'indices d'octane plus élevés (isopentane, 2,2-diméthylbutane, 2,3-diméthylbutane, 2-méthylpentane, 3-méthylpentane).

La section réactionnelle d'isomérisation [1] est généralement opérée en présence d'un catalyseur acide.

L'effluent de la section d'isomérisation [1], une fois stabilisé par séparation des composés légers (13) dans la colonne de stabilisation [2] est dirigé via la conduite (12) vers un dé-pentaniseur [4]. Le flux de tête (16) du dé-pentaniseur [4] est recyclé à la colonne [3] du dé-isopentaniseur.

Le recyclage du n-pentane, produit de tête du dé-pentaniseur [4], via la conduite 16 vers le dé-isopentaniseur [3], permet d'accroitre la proportion de n-pentane isomérisé dans la section d'isomérisation [1], et par conséquent d'obtenir des produits d'indices d'octane plus élevés.

Le flux (16) peut être recyclé vers le dé-isopentaniseur [3], soit en l'introduisant seul directement dans le dé-isopentaniseur [3] (selon la figure 1), soit en mélange avec la charge 10 (non représenté). Le flux (16) contient également de l'isopentane formé dans la section d'isomérisation qui est séparé dans le dé-isopentaniseur [3].

Les produits (18) et (19) sont issus respectivement du fond et de la tête du dé-isohexaniseur [5] qui est alimenté par le flux de fond (17) issu du dé-pentaniseur [4]. L'isopentane est sensiblement absent de ces deux flux, étant essentiellement présent dans le flux 15.

Le procédé de la figure 1 présente l'inconvénient de mélanger un fluide enrichi en isopentane recyclé via la conduite (16) avec la charge (10) issue de la conduite 10, soit avant son admission dans le dé-isopentaniseur [3], soit, comme représenté sur la figure 1, à l'intérieur dudit dé-isopentaniseur [3].

Ce mélange entraine des coûts d'investissement et d'opération significatifs puisqu'il est nécessaire ensuite de séparer à nouveau cet isopentane lors de la séparation isopentane/n-pentane du dé-isopentaniseur [3], et lors de la séparation n-pentane/composés plus lourds du dé-pentaniseur [4]. Ceci est plus particulièrement pénalisant lorsque la charge contient peu d'iso-pentane. Le procédé selon l'invention permet entre autre de contourner ce problème.

Dans sa forme la plus générale, le procédé selon l'invention comprend :

1. a) une section d'isomérisation catalytique [1] opérée dans les conditions décrites plus loin,
2. b) une stabilisation de l'effluent isomérisé (11) dans une colonne de stabilisation [2] qui consiste à séparer en tête les composés plus légers que les pentanes, et en fond un effluent stabilisé (12),
3. c) une première étape de séparation réalisée dans le bloc de distillation (3+4) permettant de séparer les hydrocarbures à 5 atomes de carbone des composés plus lourds envoyés vers la seconde section de séparation. Cette première étape de séparation consiste, par l'utilisation d'une ou deux colonnes de fractionnement, à produire les 3 coupes suivantes :
   • une coupe enrichie en iso-pentane qui est un produit du procédé (15),
   • une coupe enrichie en n-pentane (16) qui est recyclée à la section réactionnelle [1] et,
   • une coupe enrichie en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17), qui est dirigée vers la deuxième étape de séparation [5].

Une deuxième éta^pe de séparation [5] qui est réalisée au moyen d'un dé-isohexaniseur consistant en une colonne de séparation dont le produit de tête (19) est riche en composés ramifiés en C6, et dont une coupe intermédiaire (20) enrichie en n-hexane, prélevée en soutirage latéral, est recyclée à la section réactionnelle [1]. Le flux enrichi en iso-pentane (14), le produit de fond (18) et le produit de tête (19) peuvent être mélangés pour constituer le ou les produits du procédé.

La réaction d'isomérisation est effectuée sur catalyseurs étant constitués d'un support en alumine de haute pureté renfermant de préférence 2 à 10 % en poids de chlore, de 0,1 à 0,40 % en poids de platine, et éventuellement d'autres métaux. Ces catalyseurs sont mis en œuvre avec une vitesse spatiale de 1 à 4 h^-1.

Le maintien du taux de chloration du catalyseur nécessite généralement l'appoint en continu d'un composé chloré comme le tétrachlorure de carbone injecté en mélange avec la charge à une concentration allant de 50 à 600 parties par million en poids.

Les catalyseurs d'isomérisation peuvent être préférentiellement compris dans le groupe constitué par :

• les catalyseurs supportés, le plus souvent par un support minéral, typiquement un oxyde (par exemple un oxyde d'aluminium ou de silicium ou leur mélange), et contenant au moins un halogène et un métal du groupe VIII.
• les catalyseurs zéolithiques contenant au moins un métal du groupe VIII
• les catalyseur de type Friedel et Crafts,
• les catalyseurs acides ou super acides, par exemple de type hétéropolyanions (HPA) sur zircone, les oxydes de tungstène sur zircone, les zircones sulfatées.

La réaction d'isomérisation se déroule à une température comprise entre 110 et 240 °C, à une pression, comprise entre 2 et 35 bars (1bar = 0,1MPa), et avec un faible rapport molaire hydrogène/hydrocarbures, compris entre 0,1/1 et 1/1.

Les catalyseurs sont constitués d'un support en alumine de haute pureté renfermant de 2 à 10 % en poids de chlore, de 0,1 à 0,40 % en poids de platine et éventuellement d'autres métaux.

Ils peuvent être mis en œuvre avec une vitesse spatiale comprise entre 1 à 4 h-1.

Le maintien du taux de chloration du catalyseur nécessite généralement l'appoint en continu d'un composé chloré comme le tétrachlorure de carbone injecté en mélange avec la charge à une concentration de préférence comprise entre 50 et 600 parties par million en poids.

D'autres catalyseurs présentant une acidité comparable à ces catalyseurs peuvent également être utilisés.

Dans le procédé selon l'invention, la charge est envoyée à la section d'isomérisation [1] via la conduite 10.

Les conditions de la section d'isomérisation [1] sont choisies de façon à favoriser la transformation des n-paraffines de faible indice d'octane (n-pentane, n-hexane) vers des iso-paraffines d'indices d'octane plus élevés (isopentane, 2,2-diméthylbutane, 2,3-diméthylbutane, 2-méthylpentane, 3-méthylpentane).

L'effluent de la section d'isomérisation (11), une fois stabilisé par séparation des composés légers dans la colonne de stabilisation [2] est ensuite dirigé via la conduite (12) vers un dé-isopentaniseur [3] de façon à récupérer en tête, via la conduite (15), un flux enrichi en isopentane et en fond via la conduite (14) un fluide appauvri en isopentane.

Les conditions de fractionnement du dé-isopentaniseur [3] sont de préférence telles que le taux de récupération d'isopentane en tête (débit d'isopentane en tête du dé-isopentaniseur divisé par le débit d'isopentane dans la charge du dé-isopentaniseur) est typiquement supérieur à 70%. La teneur en n-pentane dans le produit de tête (15) est alors typiquement inférieure à 15% poids, de préférence inférieure à 10% poids.

Le fond du dé-isopentaniseur [3] est dirigé via la conduite (14) vers un dé-pentaniseur [4] de façon à récupérer en tête (flux 16) un fluide enrichi en n-pentane et contenant peu d'isopentane, qui est recyclé à la section de réaction d'isomérisation [1] via la conduite (16). On récupère en fond via la conduite (17), un flux (17) contenant principalement des hydrocarbures à 6 atomes de carbones ou plus (coupe C6+) qui alimente le dé-isohexaniseur [5].

Le dé-isohexaniseur [5] consiste en une colonne de séparation dont le produit de tête (19) est riche en composés ramifiés en C6, et dont une coupe intermédiaire (20) enrichie en n-hexane, prélevée en soutirage latéral, est recyclée à la section réactionnelle [1].

Le flux enrichi en iso-pentane (14), le produit de fond du de-isohexaniseur [5],et le produit de tête du de-isohexaniseur (19) peuvent être mélangés pour constituer le ou les produits du procédé.

Le dimensionnement de la colonne de fractionnement [4] et les conditions de fractionnement sont de préférence telles que le taux global de récupération en n-pentane (débit de n-pentane en tête de dé-pentaniseur [4] divisé par le débit de n-pentane en sortie de la section de réaction d'isomérisation [1] est typiquement supérieur à 80%. La teneur en hydrocarbures à 6 atomes de carbone ou plus en tête du dé-pentaniseur [4] est typiquement inférieure à 15%, de préférence inférieure à 10% poids.

Par rapport à l'état de l'art illustré sur la figure 1, cette première variante diminue la consommation énergétique du procédé car l'isopentane produit dans le réacteur d'isomérisation [1] n'est vaporisé qu'une seule fois avant d'être exporté, et le de-isopentaniseur [3] fractionne une coupe C5 enrichie en iC5, ce qui facilite ladite séparation.

Selon une deuxième variante du procédé pas selon l'invention (représentée par la figures 4), le dé-pentaniseur [4] et le dé-isopentaniseur [3] sont remplacés par une seule colonne [3] qui est un dé-isopentaniseur à 3 coupes permettant de séparer également le n-pentane.

• le produit de tête (15) est un fluide enrichi en isopentane,
• le flux intermédiaire (16) soutiré latéralement, via la conduite (16), est un fluide enrichi en n-pentane,
• le produit de fond (17) est un fluide appauvri en iso et n-pentane contenant essentiellement des hydrocarbures à plus de 6 atomes de carbones. Ce flux de fond (17) alimente le dé-isohexaniseur [5]. La deuxième étape de séparation dans le dé-isohéxaniseur est réalisée de manière identique à la première variante selon l'invention.

Selon une troisième variante du procédé pas selon l'invention (représentée par la figure 5), l'effluent de la section de réaction d'isomérisation [1], une fois stabilisé par séparation des composés légers dans la colonne de stabilisation [2] est dirigé via la conduite (12) vers le dé-pentaniseur [4] de façon à récupérer en tête, via la conduite (21), une coupe C5 appauvrie en C6, et en fond via la conduite (17), un fluide contenant principalement des hydrocarbures à 6 atomes de carbones ou plus, qui alimente le dé-isohexaniseur [5]. La deuxième étape de séparation dans le dé-isohéxaniseur est réalisée de manière identique à la première variante selon l'invention.

La coupe C5 alimente, par la conduite (21), le dé-isopentaniseur [3] qui permet de soutirer en tête de colonne l'iso-pentane (15), et en fond le n-pentane (16) qui est recyclé vers la section réactionnelle [1].

Comme dans l'art antérieur, l'invention présente d'autres variantes selon diverses intégrations thermiques.

Le principe de ces intégrations thermiques consiste à choisir la pression opératoire d'une première colonne de façon à ce que la température de condensation en tête de cette colonne soit supérieure à la température de rebouillage d'une ou plusieurs autres colonnes du procédé.

L'échange de chaleur entre le condenseur de tête de la première colonne devant être refroidi, et le rebouilleur de fond d'une autre colonne devant être chauffé, se substitue alors au moins en partie, voire en totalité, à la consommation d'utilité froide utilisé en tête de la première colonne pour assurer son refroidissement, et à l'utilité chaude utilisée en fond de la deuxième colonne pour assurer son réchauffement.

Les termes « première colonne » et « autre colonne » sont génériques puisque c'est le choix de la colonne ayant la température au condenseur la plus élevée qui définit celle-ci comme première colonne.

Ainsi la figure 6 présente un exemple de mode d'intégration thermique entre le dé-pentaniseur [4], considéré comme la première colonne et le dé-isopentaniseur [3] considéré comme l'autre colonne, selon la première variante (représentée par la figure 3) du procédé selon l'invention.

La figure 6 présente ainsi un échange de chaleur entre le condenseur de la colonne [4] (dépentaniseur) et le rebouilleur de l'autre colonne [3] (dé-isopentaniseur). Tout autre couple de colonne pourrait-être envisagé, par exemple une intégration entre le condenseur du dé-isohéxaniseur [5] et le rebouilleur du dépentaniseur [4] ou encore entre le condenseur du dé-isohéxaniseur [5] et le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3] ou encore entre le condenseur du déisohexaniseur [5] et les deux rebouilleurs du dépentaniseur [4] et du dé-isopentaniseur [3]. L'une de ces colonnes peut également comprendre un soutirage intermédiaire (colonne de fractionnement en 3 coupes).

En résumé l'invention concerne un procédé d'isomérisation d'un naphta léger, ledit procédé comprenant une étape réactionnelle d'isomérisation [1], suivie d'une étape de stabilisation [2] des effluents réactionnels, et deux étapes de séparation par distillation du flux de fond issu de l'étape de stabilisation [2] :

1. 1- une première étape de séparation par distillation (bloc 3+4) permettant de séparer les hydrocarbures à 5 atomes de carbone des composés plus lourds envoyés vers la seconde section de séparation [5], ladite première étape de séparation produisant les 3 coupes suivantes : a) une coupe enrichie en iso-pentane (15) qui est un produit du procédé, b) une coupe enrichie en n-pentane (16) qui est recyclée à la section réactionnelle [1], et c) une coupe enrichie en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) qui est dirigée vers une deuxième étape de séparation [5],
2. 2- une deuxième étape de séparation [5] consistant en une colonne de séparation dont les produits de tête et de fond sont les produits de l'unité, à savoir un flux de tête (19) riche en composés ramifiés en C6, un flux de fond (18), et une coupe intermédiaire (20) enrichie en n-hexane, prélevée en soutirage latéral qui est recyclée à la section réactionnelle [1].

La première étape de séparation comprend deux colonnes un dé-isopentaniseur [3] et un dé-pentaniseur [4] disposées en série, c'est-à-dire que le flux de fond (14) du dé-isopentaniseur [3] alimente le dé-pentaniseur [4], le flux d'isopentane (15) sort en tête de la colonne [3], un flux enrichi en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) sort en fond de la colonne [4] et alimente le dé-isohexaniseur [5], et le flux de tête (16) de la colonne [4] est recyclé à l'unité d'isomérisation [1].

Selon une autre variante du procédé d'isomérisation pas selon l'invention, la première étape de séparation ne comprend qu'une seule colonne [3], dans laquelle le flux d'isopentane (15) sort en tête de la colonne [3], le flux enrichi en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) sortant en fond de ladite colonne [3] alimente la colonne du dé-isohexaniseur [5], et le soutirage intermédiaire (flux 16) est recyclé à l'unité d'isomérisation [1].

Selon une autre variante du procédé d'isomérisation pas selon l'invention, la première étape de séparation comprend les deux colonnes [4] et [3] disposées en série dans cet ordre, dans lesquelles le flux (12) issu de la colonne de stabilisation [2] alimente le dé-pentaniseur [4] dont on sort en tête le flux (21) qui alimente le dé-isopentaniseur [3], et dans lesquelles le flux de fond enrichi en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) du dé-pentaniseur [4] alimente le dé-isohexaniseur [5], le dé-isopentaniseur [3] produisant en tête le flux (15), riche en isopentane, et en fond le flux (16), riche en normal pentane, qui est recyclé à l'unité d'isomérisation [1].

Selon une autre variante du procédé d'isomérisation selon l'invention, un échange de chaleur est réalisé entre le condenseur d'une des colonnes [3], [4] ou [5] et le rebouilleur d'une des colonnes [3], [4] ou [5]. Selon un premier mode de réalisation de cette variante, l'échange de chaleur est réalisé entre le condenseur du dé-isohexaniseur [5] et soit le rebouilleur du dé-pentaniseur [4], soit le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3], soit les deux. Selon un deuxième mode de réalisation, l'échange de chaleur est réalisé entre le condenseur du dé-pentaniseur [4] et le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3].

Cet exemple est basé sur la charge (10) dont la composition est détaillée au Tableau 1 ci-dessous : Débit Massique kg/hr 37 249 isobutane %pds 0% n-butane %pds 0% Isopentane %pds 3% n-pentane %pds 27% 2,2-dimethyl-butane %pds 1% 2,3-dimethyl-butane %pds 3% 2-methyl-pentane %pds 15% 2-methyl-hexane %pds 12% n-hexane %pds 27% cyclopentane %pds 2% methyl-cyclopentane %pds 5% benzène %pds 2% cyclohexane %pds 2%

La section réactionnelle est constituée de 2 réacteurs d'isomérisation fonctionnant en série. La température d'entrée des 2 réacteurs est de 120°C.

La pression d'entrée du réacteur 1 est de 35 bars absolus.

La pression d'entrée du deuxième réacteur est de 33 bars absolus.

Le catalyseur employé est constitué d'un support en alumine renfermant 7% en poids de chlore, et 0,23% en poids de platine et éventuellement d'autres métaux.

La vitesse spatiale est de 2,2h^-1. Le ratio molaire hydrogène sur hydrocarbure est de 0,1/1.

Les pressions opératoires des colonnes sont choisies de façon à ce que la température de tête soit compatible avec les moyens de refroidissement usuellement disponibles (eau de refroidissement ou air à température ambiante).

Le taux de recyclage des pentanes est défini comme le débit du fluide enrichi en n-pentane recyclé à la section de réaction d'isomérisation divisé par le débit de charge fraiche.

Le taux de recyclage des hexanes est défini comme le débit du fluide enrichi en n-hexane recyclé à la section de réaction d'isomérisation divisé par le débit de charge fraiche.

A la fois pour le procédé selon l'art antérieur représenté par la figure 1, et pour le procédé représenté par la figure 3 et le procédé pas selon l'invention représenté par la figure 4, les taux de recyclage des pentanes et des hexanes sont choisis de façon à obtenir un débit constant à la section de réaction d'isomérisation [1], ce qui correspond à la même quantité de catalyseur pour une vitesse spatiale donnée dans le réacteur d'isomérisation [1],

Les produits (ou sorties) des procédés sont définis comme le mélange des produits de tête (19) et en fond (18) du dé-isohexaniseur [5], et le produit de tête (15) du dé-isopentaniseur [3] enrichi en isopentane.

Les compositions des produits obtenus sont résumées dans les tableaux 2 à 4 qui suivent : Figure 1 Figure 3 Figure 4 Débit Massique kg/hr 21890 21855 21875 i-pentane %pds 0 0 0 n-pentane %pds 2 2 1 2,2-dimethylbutane %pds 56 58 55 2,3-dimethylbutane %pds 12 12 13 2-methyl-pentane %pds 23 22 24 2-methyl-hexane %pds 4 4 5 cycloPentane %pds 2 2 2 Figure 1 Figure 3 Figure 4 Débit Massique kg/hr 3166 3166 3166 n-hexane %pds 5 5 5 methyl-cyclopentane %pds 10 10 10 cyclohexane %pds 50 51 52 C7+ %pds 35 34 32 Figure 1 Figure 3 Figure 4 Débit Massique kg/hr 11 244 11 255 11 288 butanes %pds 3 2 2 iso-pentane %pds 94 94 92 n-pentane %pds 3 3 5

Le tableau 5 ci-dessous compare les résultats obtenus avec les diverses variantes de schéma selon l'art antérieur et selon l'invention. Dans ce tableau 5, on utilise les notions suivantes :

1. 1 : Rendement défini comme débit massique de produit divisé par débit de charge fraiche.
2. 2 : échange thermique avec le fond de la colonne de stabilisation
3. 3 : les plateaux d'alimentation et de soutirage sont repérés par leur numéro d'ordre, l'ensemble des plateaux étant numérotés à partir de 1 de haut en bas.

Le tableau 5 permet de tirer les conclusions suivantes :

1. 1. Le schéma avec un dé-isopentaniseur et un dé-pentaniseur (figure 3) comparé à l'art antérieur avec ces mêmes colonnes (figure 1) présente des dimensions de colonnes et des besoins en utilités chaudes moindre. Ceci conduit nécessairement à des coûts d'investissement et d'opération moins importants. De plus l'indice d'octane obtenu est meilleur.
2. 2. Le schéma selon la figure 4, à une seule colonne [3] remplissant le rôle de dé-isopentaniseur et de dé-pentaniseur, et 3 coupes extraites de ladite colonne, présente un avantage en termes d'investissement par rapport à la mise en œuvre en deux colonnes distinctes, et démontre, pour un indice d'octane et un rendement proches de l'art antérieur, une forte diminution des besoins en utilités chaudes.

Les conditions opératoires de la section réactionnelle sont inchangées par rapport à l'exemple 1.

Le tableau 6 ci-dessous présente les résultats d'une intégration thermique entre le dé-isohexaniseur [5] et les dé-isopentaniseur [3] et dé-pentaniseur [4] selon l'invention.

Dans le schéma de la figure 3, le dé-isohexaniseur [5] est opéré à une pression de 8 bar absolus, la température de condensation de la tête de colonne est alors de 127°C. Un échange de chaleur est alors possible entre cette tête colonne et le rebouilleur du dé-pentaniseur [4] opéré à 87°C et le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3] opéré à 109°C.

Dans le schéma de la figure 4, le dé-isohexaniseur [5] est opéré à une pression de 8 bar, la température de condensation de la tête de colonne est alors de 127°C. Un échange de chaleur est alors possible entre cette tête de colonne et le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3] opéré à 115°C. Figure 3 avec intégration thermique DiH avec DP et DiP (invention) Figure 4 avec intégration thermique DiH avec DiP 3 coupes Colonne de stabilisation [2] Nombre de plateaux théoriques 19 19 Puissance requise au rebouilleur. (MW) 4,9 4,8 Taux de reflux / distillat 2,9 2,9 Diamètre section supérieure (mm) 1250 1250 Diamètre section inférieure (mm) 2450 2450 De-isohexaniseur [5] Nombre de plateaux théoriques 87 87 Plateau d'alimentation 27 27 Puissance requise au rebouilleur. (MW) 16,5 15,3 Puissance requise au rebouilleur intermédiaire (MW, plateau 59)^[3] 0,8 0,9 Taux de reflux / distillat 8,5 8,5 Plateaux de soutirage intermédiaire 56 56 Diam. (mm) 3500 3500 De-pentaniseur[4] Nombre de plateaux théoriques 27 N/A Plateau d'alimentation 13 N/A Puissance requise au rebouilleur. (MW)^[1] 6,8 N/A Taux de reflux / distillat 11,2 N/A Diam. (mm) 2750 N/A De-isopentaniseur [3] Nombre de plateaux théoriques 42 59 Plateau d'alimentation 30 42 Puissance requise au rebouilleur. (MW)^[1] 8,1 10,2 Taux de reflux / distillat 9,7 11,3 Plateaux de soutirage intermédiaire N/A 29 Diam. (mm) 2900 3200 Taux de recyclage des pentanes 0,67 0,59 Taux de recyclage des hexanes 0,19 0,27 Indices Octane recherches du produit 89,64 89,50 Rendement ^[2] 0,974 0,976 Débit massique au réacteur d'isomérisation (kg/hr) 70600 70597 Puissance totale de rebouillage (MW) 21,4 20,1 Dans le tableau 6 on utilise les notions suivantes :
1 : besoin couverts par la condensation du en tête de de-isohexaniseur [5] sans le recours à une utilité chaude.
2 : Rendement défini comme débit massique de produit divisé par débit de charge fraiche
3 : échange thermique avec le fond de la colonne de stabilisation [2]

Les besoins en utilités chaudes du schéma selon la figure 3 sont diminués de 10,2 MW (31,6 MW à 21,4 MW).

Les besoins en utilités chaudes du schéma selon la figure 4 sont diminués de 4,8 MW (24,9 MW à 20,1 MW).

Moyennant un surinvestissement modéré pour la colonne de DIH [5], ces intégrations thermiques permettent sans altérer les performances de l'unité, de réduire significativement les coûts opératoires.

Les conditions opératoires de la section réactionnelle [1] sont inchangées par rapport à l'exemple 1. Le schéma de procédé est celui de la figure 3 complété par l'intégration thermique détaillée sur la figure 6.

Le dé-pentaniseur [4] est opéré à une pression de 11 bar absolu, la température de condensation de la tête de colonne est alors de 123°C, Un échange de chaleur est alors possible entre cette tête colonne et le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3] opéré à 109°C. Le tableau 7 détaille les résultats obtenus.

Dans le tableau 7 on utilise les notions suivantes :

1. 1 : dont 7,5MW couverts par la condensation du en tête de de-isohexaniseur sans le recours à une utilité chaudes.
2. 2 : besoin couverts par la condensation en tête de de-isohexaniseur sans le recours à une utilité chaude.
3. 3 : échange thermique avec le fond de la colonne de stabilisation

Les besoins en utilités chaudes du schéma selon la figure 6 sont diminués de 5,6 MW (31,6 MW à 26,0 MW).

Moyennant un surinvestissement modéré pour le de-pentaniseur [4], cette intégration thermique permet, sans altérer les performances de l'unité, de réduire significativement son coût opératoire.