Brevet FR2103472A1 — publié le 19720414

La présente invention concerne un procédé catalvtigue à lit fixe pour 1'hydrotraitement d'hydrocarbures et de leurs mélanges. Tel qu'on l'utilise dans la présente demande, le terme "hydrotraitement" s'applique à la conversion des hydrocarbures dans 5 des conditions permettant d'effectuer la consommation chimique d'hydrogène^ par exemple 1'hydrocraquage, l'hydrogénation des aromatiques, l'ouverture des cycles, 1'hydroraffinage (par exemple élimination de l'azote et saturation des oléfines), l'amélioration des fractions de kérosène pottr la production de carburant pour mo-10 teurs à réaction, la désulfuration ( souvent incluse dans 1'hydroraffinage) et l'hydrogénation. L'hydrotraitement des hydrocarbures nécessite généralement un produit composite catalytique ayant à la fois une fonction d'hydrogénation et une fonction de craquage. Fn conséquence, les 15 procédés envisagés utilisent un catalyseur à double fonction en une matière poreuse servant de support et au moins un composant métallique choisi parmi les- métaux des groupes V-B, VJ-B et VTII de la Table périodique (Table américaine). Le choix d'un produit composite catalytique particulier, 20 ainsi que la concentration des composants métalliques qu'il renferme, dépendent principalement (T) du procédé d'hydrotraitement particulier, (2) des caractéristiques physiques et chimiques de la charge d'alimentation fraîche et (3) du but final visé. En ce qui concerne 1'hydrocraquage, la présente inven-25 tion concerne la conversion en plusieurs stades de matières de charge contaminées plus lourdes que l'essence. On peut aussi l'utiliser efficacement dans le traitement d'autres fractions lourdes. L'hydrocraquage, souvent appelé "hydrogénation destructive", se distingue de l'addition simple d'hydrogène aux liaisons 30 insaturées entre les atomes de carbone, car elle effectue des changements définis de la structure moléculaire des hydrocarbures en cours de traitement. L'invention est particulièrement destinée à la conversion catalytique des huiles noires en produits hydrocarbonés distilla-35 bles de plus bas poids moléculaire. Un exemple d'huile noire à laquelle la présente invention est applicable est un produit rési-duaire de distillation sous vide ayant une densité de 1,02 et contenant 4,05% en poids de soufre et 23,7% en poids d'asphaltènes. La présente invention a principalement pour but de trans-40 former une matière hydrocarbonée lourde en produits hydrocarbonés 71 30618 2. 2103472 à point d'ébullition inférieur. Un autre de ses buts consiste à fournir un procédé dans lequel la circulation de l'hydrogène est simplifiée de façon à permettre des avantages économiques importants. 5 Pour atteindre ces buts ainsi que d'autres, la présente invention comprend essentiellement le traitement de portions individuelles de la matière première de charge, de 30,0% à 70,0% environ, dans des appareils de réaction catalytique séparés qui sont reliés entre eux par un dispositif remarquable de circulation d'hy-lo drogène. En conséquence, la présente invention fournit un procédé de conversion d'une charge hydrocarbonée en produits à point d'ébullition inférieur dans deux appareils de réaction catalytique dans lesquels le premier appareil catalytique contient environ 30 15 à 70% du catalyseur total des premier et second appareils réaction-nels, procédé qui consiste : (a) à faire réagir de 30 à 70% environ de la matière de charge et de l'hydrogène dans le premier appareil de réaction catalytique ; 20 (b) à séparer l'effluent du premier appareil dans une pre mière zone de séparation, à peu près à la même pression et à une température de 316 à 427°C environ afin d'obtenir une première phase principalement constituée de vapeur riche en hydrogène et une première 25 phase liquide ; (c) à faire réagir la première phase vapeur et le reste de la charge dans le second appareil de réaction catalytique ; (d) à séparer l'effluent du second appareil dans une se-30 conde zone de séparation, à peu près à la même pression et à une température de 316 à 427°C environ pour obtenir une seconde phase principalement constituée de vapeur riche en hydrogène et une seconde phase liquide ; et 35 (e) à recycler au moins une partie de la seconde phase vapeur pour la réunir avec la charge du premier appareil de réaction catalytique. D'autres buts et modes de réalisation de l'invention concernent des catalyseurs" et des conditions opératoires préférés. 40 Dans un premier mode de réalisation, les premier et se 71 30618 3. 2103472 cond appareils de réaction catalvtiques comprennent des zones de réaction multiples qui peuvent contenir des produits composites catalytiques différents ou bien le même produit composite catalytique. De plus, la seconde phase vapeur est encore séparée dans 5 une troisième zone de séparation, sensiblement à la même pression et à une température comprise entre 16 et 60°C, et fournit une troisième phase principalement constituée de vapeur riche en hydrogène et une troisième phase liquide ; au moins une partie de la troisième phase gazeuse est recyclée pour être réunie avec 30,0% 10 à 70,0% de la charge. Les expériences préalables dans 1'hydrotraitement indiquent qu'une technique préférable utilise un appareil de réaction catalytique à lit fixe. Bien que la nature exacte du produit catalytique dépende principalement de 1'hydrotraitement particulier 15 à effectuer, les constituants à action catalytique sont généralement choisis parmi les métaux des Groupes v-b, vj-b et vjji du tableau Périodique de Mendéléiev. Dans de nombreuses applications, le catalyseur contient également un composant halogéné, et dans certaines applications, un métal alcalin ou alcalino-terreux. Les 20 constituants à action catalytique sont associés à une matière po-reuse de support présentant une surface spécifique de 25 à 500 jn /g environ. Des matières de support appropriées sont choisies parmi les oxydes minéraux réfractaires amorphes que l'on trouve à l'état naturel ou préparés par synthèse et qui comprennent l'alumine, 25 l'oxyde de titane, la zircone, la magnésie, l'oxyde de thorium, l'oxyde de bore, la silice-alumine, la silice-magnésie, l'oxyde de chrome-alumine, l'alumine-silice-phosphate de bore, et la silice-zircone. Lorsqu'elle est du type amorphe, la matière de support que l'on préfère est un produit composite d'alumine et de silice, 3 0 la silice étant présente à raison de 10 à 90% en poids environ. La matière de support peut également être un alumino-si-licate cristallin ou une zéolite. Ces derniers peuvent se trouver à l'état naturel ou peuvent être préparés par synthèse. Ils comprennent la mordénite, la faujasite, les tamis moléculaires du Tv-35 Pe ^ et du Type TJ, etc. La matière zéolitique peut être sous forme hydrogénée, ou sous une forme résultant du traitement par des cations polyvalents, ou bien être associée avec de l'alumine, de la silice ou de l'alumine-silice amorphes. Des catalyseurs appropriés peuvent être choisis par les 40 spécialistes, et une description supplémentaire des catalyseurs 71 30618 4. 2103472 n'est pas jugée nécessaire pour la compréhension de la présente invention. Selon la présente invention, la matière de charge hydrocarbonée et l'hydrogène sont mis en contact avec un produit compo-5 site catalytique du type décrit ci-dessus dans une zone de conversion des hydrocarbures. Le contact peut être effectué en utilisant le catalyseur dans un système à lit fixe, un système à lit mobile, un système à lit fluidisé, ou dans une opération discontinue. Cependant, en raison du risque de perte par attrition du catalyseur 10 intéressant, il' est préférable d'utiliser un système catalytique à lit fixe. Les réactifs peuvent venir au contact du produit composite catalytique en un courant ascendant, descendant ou radial, le courant descendant étant préféré. Les conditions opératoires imposées aux diverses zones 15 réactionnelles dépendent naturellement du type particulier d'hydrotraitement à effectuer. Cependant, ces conditions opératoires comprennent généralement une pression comprise entre 28 et 341 atm/environ, une vitesse spatiale horaire liquide ou VSEL (volume par heure de liquide à 15°C par volume de catalyseur) d'environ 20 0,1 à 10,0 et une concentration d'hydrogène comprise entre 178 et 8900 volumes environ de H2 à 15°C, 1 atm par volume de liquide à 15°C, V/V. Du fait que les réactions d'hydrotraitement sont de nature exothermique, on constate une élévation de température à mesure que l'hydrogène et la charge d'alimentation traversent le lit 25 de catalyseur. Pour tout procédé donné utilisant de l'hydrogène, il est avantageux de maintenir la température maximale du lit de catalyseur au-dessous de 482°C environ. Les procédés consommant de l'hydrogène sont mis en oeuvre à une température comprise entre 98 et 482°C. La température indiquée concerne la température maxi-30 maie du lit de catalyseur. Afin d'être sûr que la température du lit de catalyseur ne dépasse pas le maximum, des courants de refroidissement, soit normalement liquides, soit normalement gazeux, peuvent être introduits en un ou plusieurs emplacements intermédiaires du lit de catalyseur. Dans 1'hydrocraquage, la partie du 35 produit effluent normalement liquide bouillant au-dessus du point d'ébullition final du produit,désiré peut être recyclée, soit pour être réunie à la charge hydrocarbonée fraîche, soit pour être utilisée comme liquide de refroidissement. Dans certains cas, le rapport de charge liquide combinée (défini en volumes de la charge 40 liquide totale par volume de charge fraîche) est compris entre 1,1 71 30618 2103472 et 6,0 environ. Cependant, le recyclage du liquide n'est pas une caractéristique nécessaire de la présente invention. Les conditions d'hydrocracmage comprennent une pression de 69 à 341 atm environ, une VSHL de 0,5 à 5,0 environ, et un dé-5 bit de circulation de l'hydrogène d'au moins 565 v/v environ, la limite supérieure étant de 8900 V/V sur la base de la charge fraîche introduite dans le système réactionnel. Les températures opératoires sont comprises entre 316 et 482°C. Avant de décrire la figure unique du dessin annexé, on 10 pense qu'il est nécessaire de donner plusieurs définitions. La phrase "à peu près la même pression que" signifie que la seule différence de pression existant entre les récipients est la chute de pression due à l'écoulement des fluides dans le système. Par exemple, lorsque la pression de la zone de conversion, mesurée à 15 son entrée, est de 181 atm, le séparateur chaud fonctionne à 173 atm/environ, et le séparateur froid à une pression de 170 atm/en-viron. Ainsi, on n'utilise pas de moyen particulier pour abaisser la pression. De même, la phrase "température à peu près la même que" signifie que la seule réduction de température provient de la 20 perte de chaleur normale due à l'écoulement d'une partie de l'appareillage à une autre. Sur le dessin, le mode de mise en oeuvre représenté est sous la forme d'un schéma de circulation simplifié. Le dessin est décrit comme illustrant une unité à échelle indus trielle conçue 25 pour traiter 264 m /h de brut réduit du Koweit (Moyen-Orient). La charge de matière première, les compositions des courants, les conditions opératoires et la construction du récipient sont donnés à titre d'exemple seulement, et peuvent varier largement sans sortir du cadre de la présente invention. En se référant maintenant au 30 dessin, la charge de matière première, ayant les propriétés indiquées dans le tableau suivant, est introduite par une conduite 1. TABLEAU I : Propriétés du brut réduit Densité Point d'ébullition initial, °C Température de distillation de 50,0% Soufre, % en poids Azote, ppm Matières insolubles dans l'heptane, % en poids 0,9554 343 496 3,80 2100 40 2,90 /I 3061» 2Î0B472 Il est souhaitable d'obtenir une production maximale de courant normalement liquide contenant moins de 1,0% en poids.de soufre. Après un échange de chaleur correct avec les courants ef-fluents chauds, la charge pénètre dans un réchauffeur 2 où la tem-5 pérature est portée à 343°C. La charge chauffée est retirée par 3 une conduite 3, et la moitié environ, à savoir 132 m /h, continue par la conduite 3, est mélangée avec de l'hydrogène chaud recyclé dans une conduite 5, dont la source est indiquée ci-après, et est introduite dans un réacteur 6. Les réacteurs 6 et 8 constituent le 10 "premier appareil de réaction". Le réacteur 6 contient environ 3 133 m de catalyseur, comme c'est le cas des réacteurs 8, 12 et 14. Ces deux derniers réacteurs constituent le "second appareil de réaction". Ainsi, du catalyseur total disposé dans les quatre réacteurs, 50,0% environ se trouvent dans chacun des deux appareils de 15 réaction. En se référant de nouveau au réacteur 6, le catalyseur qui s'y trouve est un produit composite d'une matière de support amorphe à base d'alumine-silice (88,0% en poids d'alumine) avec 18% en poids de Ni et 16,0% en poids de Mo, calculés en tant que 20 métaux élémentaires. Le même catalyseur est également disposé dans les réacteurs 8, 12 et 14. La VSHL est d'environ 0,5 et la concentration d'hydrogène est de 565 V/V sur la base de la charge fraîche. Le point focal, dans tout procédé, pour le réglage de la pression est le séparateur froid 18. La pression est réglée afin 25 de maintenir le séparateur froid à 137 atm. Ainsi, les réacteurs 6, 8, 12 et 14 fonctionnent à des pressions diminuant successivement, toutes étant supérieures à 137 atm/environ, et le réacteur, 6 étant au niveau de pression le plus élevé. Le produit effluent du réacteur 6, à une température de 3 0 371°C environ, est évacué par une conduite 7 et est mélangé avec un.courant de refroidissement recyclé par une conduite 32, dont la source sera indiquée ci-après, afin de réduire la température de l'effluent. Le mélange continue à suivre la conduite 7 et pénètre dans le réacteur 8 à une température de 343°C environ. L'élévation 35 de température est réglée à 28°C par utilisation d'un refroidissement par l'hydrogène. L'effluent est évacué par une conduite 9 à une température de 37l°C environ, et est introduit sensiblement à la même température dans un séparateur chaud 10. Le séparateur chaud 10 a comme fonction principale de fournir une phase chaude principalement constituée de vapeur riche 40 71 30618 7. 2103472 en hydrogène dans une conduite 11, qui se réunit à la seconde moitié de la charge d'alimentation fraîche de la conduite 4 et sert de charge combinée du second appareil de réaction. Le mélange continue par la conduite 4 et aboutit dans le réacteur 12. Bien que 5 de l'hydrogène d'appoint provenant de n'importe quelle source externe convenable, c'est-à-dire d'un procédé de réformation catalytique produisant de l'hydrogène, puisse être introduit à tout endroit approprié, pour remplacer celui qui est consommé dans le procédé global et "perdu" par voie de dissolution dans le courant 10 de produit normalement liquide, un emplacement préférable se trouve dans la charge fraîche de la conduite 4, soit après, soit avant la réunion avec la phase vapeur de la conduite 11. Dans le présent exemple, l'hydrogène d'appoint pénètre dans l'installation par une conduite 21. Le courant d'hydrogène d'appoint est quelque peu su-15 périeur à 110 V/V (la quantité chimiquement consommée) pour tenir compte de la perte par dissolution. Le réacteur 12 contient le même type de catalyseur que le réacteur 6, bien que ceci ne soit pas une caractéristique essentielle. La température d'entrée du lit de catalyseur est d'en-20 viron 343°C et la VSHL est de 0,5. Le produit effluent, de nouveau à une température de 371°C, est évacué par une conduite 13, mélangé avec un courant de refroidissement recyclé provenant d'une conduite 31, et introduit dans le réacteur 14. La température d'entrée est de 343°C et l'élévation de 25 température est réglée de façon que la température maximale du lit de catalyseur soit d'environ 371°C. A peu près à la même pression et la même température, l'effluent de la conduite 15 est introduit dans la phase principalement constituée de vapeur de la conduite 17. Après utilisation comme milieu d'échange de chaleur et un re-30 froidisseemnt supplémentaire jusqu'à une température comprise entre 16 et 60°C, par exemple 38°C, la phase vapeur passe dans le séparateur froid 18, point focal de réglage de la pression au sein de l'installation. Le séparateur froid 18 concentre davantage l'hydrogène 35 par élimination des hydrocarbures condensés normalement liouides par une conduite 2.3. Ceux-ci sont introduits dans un dispositif de séparation 2.4 des produits en même temps que les phases principalement liquides, des conduites 22 et 25 provenant des séparateurs chauds 10 et 18 respectivement. Le courant d'hydrogène enri-40 chi est évacué du séparateur froid 18 par la conduite 19 au moyen 71 30618 8. 2103472 d'un dispositif de compression non représenté. On n'a également pas représenté la soupape de commande de la pression couramment utilisée, normalement installée dans la conduite 19 dans le but de libérer le gaz afin de régler la pression du séparateur froid. 5 Avant son recyclage par le dispositif de compression, la phase vapeur de la conduite 19 peut être traitée et/ou séparée encore afin d'enlever l'hydrogène sulfuré et les autres composants normalement gazeux pour augmenter encore la concentration d'hydrogène. Le courant riche en hydrogêne est recyclé par la conduite 19 dans un réchauf-10 feur 20 dans lequel la température monte jusqu'au degré nécessaire pour maintenir la températuré d'entrée voulue dans le réacteur 6. L'hydrogène chauffé pénètre dans le réacteur 6 par la conduite 5 3 en même temps que 13 2 m /h de charge fraîche provenant de la conduite 3. 15 Le dispositif de séparation des produits 24 est indiqué sous forme d'un seul récipient. Les courants de produit désirés peuvent aussi être isolés de toute façon commode en utilisant une ou plusieurs colonnes de fractionnement, tours de rectification, et zones d'évaporation rapide. Une séparation typique est illus-20 trëe, dans laquelle du butane et des matières plus légères normalement gazeuses sont retirés sous forme de courant de tête dans la conduite 26. Une fraction pentane-70°C est retirée de la conduite 27, tandis qu'un naphta 70-l90°C est retiré,par la conduite 28. D'autres courants de produit comprennent une coupe de kérosène 25 190-280°C (conduite 29), un gas-oil léger 280-343°C, (conduite 30) et un gas-oil plus lourd (conduite 33). Une colonne sous vide, non représentée, enlève le courant de queues lourdes avant la séparation finale des produits. Une partie du gas-oil lourd de la conduite 33 est dévié 3 0 par la conduite 31 pour servir de liquide de refroidissement de l'effluent des réacteurs 6 et 12. Les spécialistes pourront apporter de nombreuses variantes à ce qui précède sans sortir du cadre de l'invention. Une variante consiste à recycler une partie du gas-oil lourd vers l'entrée des réacteurs 6 et 12. 35 La répartition du produit et les rendements de ses cons tituants sont indiqués sur le tableau II suivant, et comprennent l'hydrogène total consommé, 0,99% en poids de la matière de charge fraîche. 71 30618 9. 2103472 TABLEAU II Répartition et rendements des produits Constituants % en poids Volume, 5 Ammoniac 0,11 5 Hydrogène sulfuré 3,03- - Méthane 0,09 - Ethane 0,12 - Propane 0,14 10 Butanes 0,15 0,25 Pentane-70°C 0,14 0,21 70-190°C 1,55 1,95 190 à 280°C 2,48 2,92 15 280 à 343°C 2,05 2,29 343°C et plus 68,13 72,45 Produits de queue de distillation sous vide 23,00 22,14 20 25 Ces résultats sont obtenus avec une perte minimale (0,35% en poids) en paraffines normalement gazeuses. En ce qui concerne la fraction de pentane-70°C, la densité est de 0,651 et la concentration en soufre est de 0,03% en poids. Des analyses des autres courants de produits, à l'exception des produits de queue résultant d'une distillation sous vide, sont présentées au tableau III. TABLEAU III Analyse des produits Courant 70 à I90°C 190° à 280°C 280° à 343° et 343°C plus 30 Densité 0,759 0,811 0,856 0,898 Paraffines, % en volume 46,0 — -- Naphtênes, % en volume 42,0 — I- Produits aromatiques, % en volume 12,0 Soufre, % en poids 0,05 0,20 0,30 0,60 40 71 30618 2103472 Comme indiqué précédemment, les deux appareils de réaction individuels sont reliés entre eux par un dispositif remarquable de circulation d'hydrogène. En se référant brièvement une fois encore au dessin, en partant avec la phase gazeuse provenant du 5 séparateur froid 18, le point focal du réglage de la pression de l'installation, l'hydrogène circule, en utilisant un seul compresseur, de la façon suivante : par la conduite 19 vers le réchauffeur 20 ; par la conduite 5 vers le réacteur 6 ; par la conduite 7 vers le réacteur 8 ; par la conduite 9 vers le séparateur chaud 10 10 ; par la conduite 11 et la conduite 4 vers le réacteur 12 ; par la conduite 13 vers le réacteur 14 ; par la conduite 15 vers le séparateur chaud 16 ; et finalement par la conduite 17 vers le séparateur froid 18. Le principal avantage du présent procédé provient du fait que seulement la moitié environ du volume d'hydrogè-15 ne doit être comprimé, en comparaison des procédés classiques dans lesquels la charge fraîche n'est pas divisée, tout en maintenant un rapport désiré et nécessaire entre l'hydrogène et l'huile dans les zones réactionnelles. Un autre avantage, en ce qui concerne les deux appareils de réaction, provient du fait que le procédé 20 présente une souplesse inhérente que l'on ne trouve pas dans les procédés actuels. Ainsi, par exemple, le premier appareil de réaction peut traiter 70,0% (ou toute autre quantité descendant jusqu'à 30,0%) de la charge de façon à porter au maximum la production d'essence, alors que le second appareil de réaction, traitant 25 le reste de la charge fraîche, peut fonctionner de façon à porter au maximum la production d'une fraction ayant la gamme d'ébullition des carburants pour réacteurs. 71 30618 11. 2103472 REVENDICATIONS 1. Procédé de conversion d'une charge hydrocarbonée en produits hydrocarbonés à point d'ébullition inférieur dans deux 5 appareils de réaction catalytique, le premier appareil de réaction catalytique contenant de 3 0 à 70% environ de la totalité du catalyseur des premier et second appareils de réaction, caractérisé en ce qu'il comprend les stades suivants : (a) on fait réagir de 3 0 à 70% environ de la charge et 10 de l'hydrogène dans le premier appareil de réaction catalytique ; (b) on sépare l'effluent du premier appareil de réaction dans une première zone de séparation, à peu près à la même pression et à une température de 316 à 427°C pour obtenir une première phase principalement constituée de vapeur riche en hydrogène et 15 une première phase liquide ; (c) on fait réagir la première phase vapeur et le reste de la charge dans le second appareil de réaction catalytique ; (d) on sépare l'effluent du second appareil de réaction dans une seconde zone de séparation, à peu près à la même pres- 20 sion et à une température de 316 à 427°C environ pour obtenir une seconde phase principalement constituée de vapeur riche en hydrogène et une seconde phase liquide ; et (e) on fait recycler au moins une partie de la seconde phase vapeur pour la réunir avec la charge du premier appareil de 25 réaction catalytique. 2. Procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce qu'au moins une partie de la seconde phase liouide est recyclée vers le premier appareil de réaction catalytique. 3. Procédé suivant la revendication 1 ou 2, caractérisé 3 0 en ce qu'au moins une partie de la seconde phase liouide est recyclée vers le second appareil de réaction catalytique. 4. Procédé suivant l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que la seconde phase vapeur est encore séparée dans une troisième zone de séparation, à peu près à 35 la même pression et à une température de 16 à 60°C environ pour fournir une troisième phase principalement constituée de vapeur riche en hydrogène et une troisième phase liquide, et on recycle au moins une partie de cette troisième phase vapeur pour la réunir avec la charge du premier appareil de réaction catalytique. 40 5. Procédé suivant la revendication 4, caractérisé en 71 30618 12. 2103472 ce que les première, seconde et troisième phases liquides sont séparées afin de fournir une quatrième phase liquide, et au moins une partie de cette dernière est recyclée dans le premier appareil de réaction catalytique. 5 6. Procédé suivant la revendication 5, caractérisé en ce qu'au moins une partie de la quatrième phase liquide est recyclée dans le second appareil de réaction catalytique. 7. Procédé suivant l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que de l'hydrogène d'appoint, des- 10 tiné à remplacer celui qui est consommé dans le procédé, est introduit dans le second appareil de réaction catalytique. 8. Procédé suivant l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que les conditions de réaction des premier et second appareils de réaction catalytique comprennent 15 une température maximale du lit de catalyseur de 316 à 482°C, une pression d'environ 69 à 273 atm, une concentration d'hydrogène de 535 à 8900 V/V et une vitesse spatiale horaire liquide de 0,5 à 5 environ. 9. Procédé suivant l'une quelconque des revendications 20 précédentes, caractérisé en ce que le catalyseur disposé dans les premier et second appareils de réaction comprend une matière de support poreuse et au moins un composant métallique choisi parmi les métaux des Groupes V-B, VI-B et VIII de la Table Périodique des éléments. 25 10. Procédé suivant l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que les premier et second appareils de réaction catalytique comprennent des zones de réaction multiples dont au moins deux comprennent au moins deux produits composites catalytiques différents.