Brevet FR2514753A1 — publié le 19830422

La présente invention concerne de façon générale la préparation des hydrocarbures aliphatiques inférieurs Plus particulièrement, elle vise la préparation de l'éthane par hydrogazéification d'une charge d'alimentation aromatique dans des conditions opératoires définies fournissant des rendements élevés en ce produit, avec des faibles niveaux de cokéfaction. L'hydrogénation destructive ou hydrocraquage des hydrocarbures est bien connu Dans lesdits procédés, des hydrocarbures aliphatiques subissent un craquage en produisant des hydrocarbures inférieurs, tels que propane, méthane en particulier, éthane Des hydrocarbures aromatiques alkylés présents subissent une désalkylation au moins dans une mesure mineure Les composés aromatiques non alkylés demeurent généralement non affectés à un degré appréciable, excepté dans les conditions les plus sévères. Compte-tenu de ce qui précède, les hydrocarbures gazeux légers de 1 à 4 atomes de carbone ont été généralement produits par synthèse en tant que sous-produits de cette hydrogénation ou hydrocraquage des hydrocarbures aliphatiques Des procédés représentatifs mettant en jeu, par exemple l'essence lourde, sont décrits dans les Brevets Britanniques nos 1 265 415 et 1 333 776 Les conditions recommandées pour ces procédés comprennent un rapport élevé entre l'hydrocarbure et l'hydrogène (c'est-à-dire, le taux d'hydrogène envoyé dans la zone du réacteur par rapport à celui qui est requis stoechiométriquement pour convertir tout le carbone de la charge en méthane) et des températures d'environ 5931 C -7600 C Ces conditions sont destinées à rendre maximale la production d'éthane, qui peut être ensuite converti en éthylène. L'hydrogazéification d'une charge d'alimentation liquide essentiellement aliphatique pour produire de l'éthane destiné à un craquage ultérieur à la vapeir d'eau,donne pour résultat des rendements accrus en éthylène (par comparaison avec un craquage à la vapeur d'eau direct de la charge d'alimentation), mais aux dépens d'autres co-produits de craquage intéressants, tels que le propylène et le butadiène Bien que les produits de distillation du pétrole, le pétrole brut et les huiles lourdes aient été décrits comme des charges d'alimentation convenables pour le procédé décrit dans le Brevet Britannique N O 1 265 415 précité, ce procédé est en pratique limité à une charge à base de naphta Avec des charges plus lourdes, la cokéfaction augmente au-delà de celle qui est tolérable dans de nombreux types de réacteurs Bien que l'on puisse obtenir des rendements élevés en éthylène par l'hydrogazéification du naphta suivie d'un craquage à la vapeur d'eau de l'éthane produit, le naphta ou essence lourde peut être directement craqué à la vapeur d'eau pour fournir des produits pétrochimiques en C 2-C 4 totaux comparables (éthylène, propylène et butadienne). Un procédé de traitement desdites charges d'alimentation hydrocarbonées aliphatiques lourdes, qui -a fait l'objet de nombreux brevets, vise l'utilisation de lits de catalyseurs en particules, désignés dans la technique par l'expression 'lits en bouillonnement" Des exemples desdits brevets sont les Brevets des Etats-Unis d'Amérique nos 3 630 887, 3 248 319; 3 363 024; 3 412 010; 3.888 761; 3 576 899; 4 065 514; et 3 385 782. L'utilisation de ces particules catalytiques, selon le Brevet des EtatsUnis d'Amérique N O 3 309 305 est souhaitable en vue de réaliser un contact efficace entre les fluides et les particules. L'art antérieur, tel que celui du Brevet des Etats- Unis d'Amérique N O 3 619 411, délivré au nom de Shell Oil Company, enseigne qu'une hydrogénation efficace des hydrocarbures lourds à point d'ébullition élevé exige la présence d'un catalyseur afin d'empêcher des fragments insaturés de se condenser pour former du coke Les inconvénientsdes procédés utilisant des matières premières lourdes comprennent l'identification et l'addition d'un catalyseur qui puisse survivre aux conditions de réactions souvent sévères et donnant fortement lieu à une cokéfaction. La nécessité d'éliminer le catalyseur du courant effluent est également un inconvénient. Ainsi, des hydrocarbures paraffiniques légers gazeux, à savoir allant du méthane au butane, ont été généralement préparés par synthèse avec des rendements relativement bas par le craquage et l'hydrogénation catalytiques des hydrocarbures aliphatiques Comme l'intérêt principal du traitement de certains de ces gaz, en particulier l'éthane réside dans la production d'éthylène, l'utilisation de charges constituées de façon prédominante par des hydrocarbures aliphatiques a jusqu'à présent été nécessaire pour donner une valeur maximale aux rendements en éthylène. Cette maximisation se produit aux dépens de co-produits intéressants du craquage à la vapeur d'eau du gas-oil, tels que le propylène et le butadiène. Du fait de la demande croissante d'hydrocarbures légers gazeux, il était intéressant de disposer d'un procédé pour préparer les gaz légers avec des rendements plus élevés que ceux qui avaient généralement pu être obtenus Des hydrocarbures légers gazeux de un à quatre atomes de carbone sont généralement produits à partir du pétrole aux dépens de l'essence Il était donc particulièrement intéressant de disposer d'un procédé de traitement de charges à point d'ébullition élevée, en particulier de charges aromatiques, pour les convertir directement en hydrocarbures léger gazeux, en tant que produit de réaction principal Ces derniers sont plus difficiles à raffiner et sont moins intéressants pour la production d'essence. Il était également souhaitable de mettre au point un procédé qui fournisse non seulement des rendements élevés en gaz aliphatiques légers, mais qui n'exige ni la présence d'un catalyseur ni la consommation de charges d'alimentation liquides intéressantes produites par craquage à la vapeur d'eau, tels que le naphta et les gas-oils de pétrole Un tel procédé pouvait seulement trouver un développement si l'on parvenait à diminuer nettement le taux de cokéfaction et si l'éthylène pouvait être tiré de l'éthane à partir d'une matière première par ailleurs de faible valeur. Dans une tentative pour parvenir à un tel procédé, on décrit dans le Brevet des Etats-Unis d'Amérique N O 4 115 467, délivré au nom de Fowler, la production d'un hydrocarbure en C 2 à partir de charges d'hydrocarbures supérieurs par hydrogénation dans un lit fluidisé Ledit lit peut mais non nécessairement, contenir un catalyseur La température est maintenue au-dessus de la température du seuil de réaction par alimentation de gaz de combustion chauds dans la zone d'hydrogénation, ce qui rend le procédé en question moins efficace du point vue énergétique Dans un procédé apparenté, on décrit dans le Brevet des Etats-Unis d'Amérique n O 4 139 452, l'hydrogénation de liquides tirés du charbon et de liquides de craquage catalytique en lit fluide Ce procédé fournit comme certain sous-produit, de l'éthane Toutefois, il est principalement dirigé vers la production de benzène. On a maintenant déterminé selon l'invention que l'on peut produire des hydrocarbures légers gazeux, en particulier l'éthane, à partir de charges d'alimentation fortement aromatiques par hydrogazéification sans la nécessité d'un catalyseur dans certaines conditions de réaction. L'invention comprend le traitement d'une charge d'alimentation à base d'hydrocarbures aromatiques et d'hydrogène dans une proportion prédéterminée dans un réacteur maintenu dans des conditions opératoires contrôlées, de températures, pression et durée de séjour, avec obtention d'éthane. La charge d'alimentation de l'invention peut comprendre essentiellement tout hydrocarbure fluide Ledit procédé est conçu pour hydrogazéifier des charges lourdes fortement aromatiques contenant des hydrocarbures, comprenant sans nullement y être limité, des gas-oils, des liquides tirés du charbon, des matières premières résiduelles, par exemples des résidus du pétrole, des huiles de recyclage, des résidus de première distillation, des résidus de distillation atmosphérique, des fractions d'hydrocarbures à point d'ébullition élevée dérivés de goudrons, brais, asphaltes, l'huile de schiste,bitumes et autres, des huiles de craquage catalytique en lit fluide, telles que des Huiles combustibles de chauffe FCC et des Huiles décantées FCC et analogues. L'expression "Huiles combustibles de chauffe FCC" est destinée à comprendre les produits d'un procédé de craquage catalytique en lit fluide courant, ayant un intervalle de points d'ébullition à la pression ambiante, d'environ 2201 C à environ 3451 C L'expression "Huiles décantées FCC" est destinée à comprendre les produits obtenus par un procédé de craquage catalytique en lit fluide courant ayant un intervalle de points d'ébullition d'environ 3451 C à environ 5100 C. Une caractéristique de l'invention est la faculté d'obtenir l'éthane à partir des atomes de carbone cycliques des composés aromatiques En conséquence, des matières premières contenant des composés aromatiques non alkylés représentent un aspect préféré de l'invention. Un gaz riche en hydrogène doit également être introduit dans l'hydrogazéifieur Cet hydrogène réagit avec la charge d'hydrocarbure en produisant principalement du méthane, de l'éthane et un liquide riche en benzène, l'objectif de l'invention étant de rendre maximal le rendement en éthane. On peut effectuer l'alimentation en hydrogène par tout procédé courant, tel qu'un reformage à la vapeur d'eau ou une oxydation partielle ou par l'utilisation de gaz résiduels de raffinerie riches en hydrogène. Le gaz hydrogénant peut être un mélange gazeux constitué principalement, et de préférence essentiellement, d'hydrogène (mesuré en volume\ L'hydrogène peut être produit à partir d'un gaz de synthèse, qui est un mélange d'hydrogène et d'oxyde de carbone obtenu par la réaction de matières carbonées, par exemple du charbon, -du coke ou des hydrocarbures, avec de la vapeur d'eau et/ou de l'oxygène Un mélange ainsi obtenu peut être converti en un gaz constitué essentiellement par l'hydrogène, par réaction avec de la vapeur d'eau, conformément à la réaction bien connue de déplacement du gaz à l'eau, suivie d'une élimination de la majeure partie du gaz carbonique. La présence de certains autres composants peut être souhaitable dans le gaz riche en hydrogène Il est 6 2514753 extrêmement utile de souligner que l'on a également déterminé que lorsque de grandes quantités de méthane sont présentes dans la charge d'alimentation, les rendements en éthane sont davantages augmentés. Dans tous les cas, le taux d'hydrogène de la charge d'alimentation, à savoir le rapport entre l'hydrogène effectivement présent et celui qui serait stoechiométriquement requis pour convertir tout le carbone de la charge d'alimentation en méthane, doit être maintenu au- dessus d'environ 0,5 On a trouvé que le rendement en éthane augmente en fonction de l'augmentation du taux d'hydrogène. Toutefois, un taux supérieur à environ 4 n'apporte aucune amélioration sensible. On peut mettre en oeuvre la réaction entre la charge d'hydrocarbure et l'hydrogène dans tout réacteur convenable. Par exemple, on peut utiliser un réacteur à lit fixe, à lit fluidisé, à recyclage de gaz ou à entraînement de matières solides, le choix du réacteur dépendant du profil de températures, du temps de séjour et des caractéristiques de la charge d'alimentation, désirés Par exemple, on peut utiliser des réacteurs à lit fluidisé et à recyclage de gaz pour maintenir un profil de température approchant, sinon atteignant en fait es conditions isothermiqus-Des réacteurs à entraînement de matières solides sont utilisés d'autre part de façon plus appropriée lorsque de courtstemps de séjour, par exemple, inférieurs à 1 (une) seconde sont désirés De préférence, la réaction est mise en oeuvre dans un lit fluidisé non catalytique de matière inerte, tels que silice- alumine, bauxite, sable, zircon, quartz, magnésie alumine, magnésie-alumine et autres. Les conditions de réaction nécessaires pour obtenir des rendements élevés en éthane et une sélectivité optimale d'éthane doivent être soigneusement réglées La température moyenne dans la zone de réaction doit être maintenue entre environ 5931 C et environ 8710 C, de préférence dans l'intervalle d'environ 649 WC à environ 816 WC La pression absolue totale dans la zone de réaction doit être comprise dans l'intervalle d'environ 20,7 10 à 172 105 Paun intervalle de 34,5 105 à 138 10 Pa etantpréféré En dernier lieu, le temps de séjour des réactifs dans le réacteur doit être inférieur à environ 240 secondes et de façon souhaitable inférieur à secondes Pour obtenir une sélectivité augmentée (rapport en poids entre l'éthane et le méthane produits) du rendement, un temps de séjour inférieur à 3 secondes ou même à 1 seconde est souhaitable. Le maintien des conditions de réaction dans ces intervalles prescrits est important En particulier, on a découvert dans le cadre de l'invention que la sélectivité de l'éthane vis-à-vis du méthane diminue lorsque la température augmente et que, dans des conditions opératoires données la sélectivité de l'éthane peut être davantage améliorée en opérant aussi près de la condition isothermique que possible. En outre, ceci peut être réalisé en réduisant simultanément au minimum la production de coke. Compte-tenu des découvertes précitées, il est souhaitable de préchauffer la charge d'alimentation, avant la réaction Ceci peut réalisé en mélangeant l'hydrocarbure et l'hydrogène, et en préchauffant consécutivement le mélange. Toutefois, dans certains cas, il est souhaitable de préchauffer l'hydrocarbure et l'hydrogène séparément à la même température ou à des températures différentes, et de les mélanger conjointement avant ou lors de leur introduction dans le réacteur. Dans tous les cas, l'hydrocarbure et l'hydrogène sont préchauffés de telle façon que la "température de préchauffage mixte" de la matière première composite à base d'hydrogène et d'hydrocarbure (à savoir, la température du mélange préchauffé ou la température une fois que les réactifs ont été mélangés ensemble) se trouve en dessous de la température de réaction, mais est assez élevée pour maintenir la température de réaction désirée pendant le temps de séjour dans la zone de réaction La température de préchauffage mixte peut varier sensiblement en fonction de la chaleur de réaction, du degré auquel la réaction se déroule, de l'efficacité de l'isolation thermique du réacteur et des dimensions intérieures dudit réacteur. Une température de préchauffage mixte minimale de 5931 C est préférée Une température supérieure allant jusqu'à celle à laquelle la zone de réaction doit être maintenue est préférable, car elle autorise une opération plus proche des conditions isothermiques Une variation de températures de moins de 281 C, de préférence de moins de 110 C est désirée dans toute la zone de réaction. En observant les paramètres précités, on trouve que l'on peut obtenir un rendement en éthane d'au moins 20 % en poids, par rapport à la charge d'hydrocarbure En général, le rendement en éthane est compris dans l'intervalle d'environ à environ 60 % en poids, tandis que la cokéfaction est maintenue en dessous de 5 % en poids, généralement en dessous de 3 % en poids de la matière première de charge. Le dessin annexé est un schéma du procédé de l'invention. Le procédé de l'invention est destiné à la production d'éthane avec des renxdenmelts élevés Des charges d'hydrocarbures aromatiques sont soumises à une hydrogazéification, sans la nécessité d'un catalyseur et dans des conditions atteignant ou approchant la condition isothermique. La quantité d'hydrogène présent, par rapport à la charge d'hydrocarbure, est au moins suffisante pour convertir une partie majeure de la teneur de la charge en matière aromatique en hydrocarbures saturés gazeux Toutes les autres variables opératoires étant maintenues constantes, une augmentation du taux d'hydrocarbure a pour effet d'augmenter la conversion de la charge d'hydrocarbure en produit gazeux, d'augmenter le rapport du pourcentage d'éthane obtenu au poux- centage de méthane obtenu, et de dimin Mler Je taux de cokéfaction. Une caractéristique importante de l'invention réside à la fois dans la charge d'alimentation utilisée et dans la façon suivant laquelle la réaction est effectuée. Conformément à l'invention, la production d'éthane est rendue maximale en s'accompagnant d'une diminution imprévue de la cokéfaction En outre, ceci est obtenu sans la nécessité d'un catalyseur. La charge d'alimentation présente de préférence une g aromaticité d'au moins 40 %, de façon davantage préférée 50 à % Elle peut être, par exemple, constituée par un liquide tiré du charbon. Encore d'autres avantages sont obtenus en effectuant une alimentation avec une grande quantité de méthane en même temps que celle de l'hydrogène dans le gaz hydrogénant, par exemple en quantités comprises dans l'intervalle d'environ % en moles à environ 75 % en moles par rapport à la quantité totale d'hydrogène Ce méthane ajouté a un effet favorable sur l'équilibre de la réaction et augmente la sélectivité en diminuant les forces d'entraînement cinétique qui agissent pour craquer l'éthane produit en méthane. On déclenche le procédé qui satisfait ainsi les objectifs de l'invention, en délivrant la charge de liquide tiré du charbon/hydrogène dans le fond d'un réacteur maintenu à la pression absolue de 103 10 Pa et à la température de 7601 C Le réacteur est de préférence un lit fluidisé de particules de silice-alumine ayant une granulométrie inférieure à 100 microns Les produits de réaction quittent le réacteur à son sommet et sont immédiatement trempés par refroidissement. Toute la chaleur nécessaire pour la réaction d'hydrogénation est fournie par le ou les préchauffages du mélange d'hydrocarbure/hydrogène auxquels s'ajoute la chaleur de réaction exothermique Selon un autre objectif, dans un mode de réalisation préféré, on se propose d'effectuer la réaction au voisinage des conditions isothermiques L'utilisation d'un réacteur de type à lit fluidisé facilite les objectifs précités Au cas o la chaleur de réaction exothermique varie, provoquant une variation de température dans le lit fluidisé, une régulation auxiliaire peut être requise pour maintenir les conditions prévues Une régulation auxiliaire peut être obtenue dans un tel cas en ajoutant (ou en éliminant) des matières solides du lit qui sont à une température donnée pour compenser ces variations. On peut traiter l'effluent produit à partir du réacteur en vue de la récupération de l'éthane par des 2514753 méthodes courantes Ainsi, par exemple, on peut envoyer les produits de réaction dans un refroidisseur dans lequel on sépare les composants aisément condensables à partir du courant de produit, tandis que les produits gazeux continuent leur progression pour leur traitement ultérieur Lesdits produits aisément condensables comprennent typiquement des hydrocarbures aromatiques liquides et de l'eau. Après le refroidissement, on peut laver l'effluent gazeux Une huile est normalement utilisée pour laver les -produits gazeux des dernières traces d'hydrocarbure aromatique liquide On peut ensuite envoyer l'huile dans un rectificateur pour récupérer Q'hydrocarbure aromatique liquide avant de la recycler dans le stade de lavage. Après l'élimination de toute quantité d'hydrocarbure aromatique et d'eau à partir de l'effluent produit, ledit effluent produit est couramment constitué de méthane, éthane, et de quantités mineures de propane, éthylène et d'autres hydrocarbures gazeux, d'oxydes de carbone et d'hydrogène n'ayant pas réagi On peut traiter ultérieurement ce mélange de produit gazeux par des méthodes bien connues dans la technique Généralement, ceci implique une séparation cryogénique étagée. La représentation d'un système 2 dans-lequel on peut mettre en oeuvre le procédé pour rendre maximale la production d'éthane à partir de l'hydrogazéification d'un hydrocarbure aromatique, est illustrée dans le dessin annexé. Le système 2 comprend un réacteur d'hydrogazéification 4, un système d'appoint en hydrogène 6 et un système de séparation du produit 8. Le système d'appoint en hydrogène 6 comprend une tour de reformage du méthane 10, un réacteur detransformation d'oxyde de carbone 12, et un système d'élimination de gaz carbonique 14. Le système de séparation du produit 8 comprend un système de récupération des matières aromatiques 16, un système d'élimination des gaz acides 18 et un système de séparation cryogénique 20. Dans le procédé, on envoie des hydrocarbures fortement h ll 2514753 aromatiques, tels que des liquides tirés du charbon, des fuels oils de pyrolyse, des huiles de craquage sur lit catalytique fluide, et des goudrons de gazéification du charbon, par la conduite 22 et on les mélange avec de l'hydrogène en provenance de la conduite 24 On introduit le mélange d'hydrocarbure-hydrogène par la conduite 26 dans le côté froid d'un échangeur de chaleur 28 Le produit de la partie supérieure du réacteur d'hydrogazéification passe directement, par la conduite 30, dans le côté chaud de l'échangeur de chaleur 28. Le mélange chauffé d'hydrocarbure et d'hydrogène est envoyé dans un séparateur liquide/vapeur 32 Dans celui- ci, le liquide est séparé de la vapeur et envoyé par la conduite 34 dans le réacteur d'hydrogazéification 4 La vapeur qui se trouve à la partie haute s'échappe par la conduite 36 et se mélange avec l'hydrogène recyclé qui est délivré dans le réacteur d'hydrogazéification 4 par la conduite d'hydrogène 38. Le réacteur d'hydrogazéification 4 est maintenu dans une condition essentiellement isothermique dans l'intervalle de 5930 C à 8711 C et fait appel principalement à la chaleur de réaction exothermique et au préchauffage de la charge d'alimentation pour assurer la chaleur nécessaire On utilise des moyens courants pour réguler le réacteur d'hydrogazéification 4 dans la condition isothermique. Le produit refroidi en provenance du côté chaud de l'échangeur de chaleur 28 poursuit sa progression dans un séparateur liquide/vapeur 40 Les produits plus lourds de la partie basse du séparateur 40 sont évacués par la conduite 42 et traités avec d'autres composés polyaromatiques produits dans le système Le produitde la partie haute passe dans conduite 44 qui passe à travers le côté chaud d'un échangeur de chaleur 46 et de là dans le système de séparation du produit 8 Le produit dela conduite 44 est tout d'abord envoyé dans le système de récupération des matières aromatiques 16 dans lequel le produit en C 6 + est séparé du produit gazeux Les composés monoaromatiques, tels que BTX sont envoyés dans la conduite 48, tandis que les composés polyaromatiques sont envoyés dans la conduite 50 pour être réunis avec les composés polyaromatiques *de la conduite 42 On envoie l'hydrogène n'ayant pas réagi et d'autres produits gazeux en provenance du système de récupération des matières aromatiques, par la conduite 52 dans le système d'élimination des gaz acides 18 dans lequel H 2 S, NH 3 et H 20 sont séparés et déchargés par la conduite 54 Le produit gazeux restant est envoyé par la conduite 56 par le système de séparation cryogénique 20 Dans celui-ci, de l'hydrogène de haute pureté est extrait pour être envoyé par la conduite 58 directement dans la conduite d'alimentation en hydrogène 48 Le méthane séparé dans le système de séparation cryogénique 20 est envoyé par la conduite 60 dans le système d'appoint en hydrogène 6. L'éthane produit est déchargé par la conduite 62. L'hydrogène d'appoint est produit d'une façon classique dans une tour de reformage du méthane à la vapeur d'eau 10 chauffée au méthane dans laquelle le méthane en provenance du système de séparation cryogénique 20 est délivré à la fois en tant que charge d'alimentation et combustible, respectivement par les conduites 60 et 61 On peut également utiliser des techniques de pointe de plus grande efficacité, tel qu'un reformage énergétique Le produit en provenance de la tour de reformage du méthane à la vapeur d'eau 10 est délivré dans le réacteur de tranbtora aation d'oxyde de carbone 12 par la conduite 35 puis dans le système d'élimination des gaz acides 14 par la concniite 37 dans lequel le gaz carbonique et d'autres impuretés sont éliminés de l'hydrogène par la conduite 64 L'hydrogène reçoit une élévation de pression dans un compresseur 66 avant d'être délivré dans le côté froid de l'échangeur de chaleur 46 dans lequel il est préchauffé L'hydrogène préchauffé est délivré directement dans le réacteur d'hydrogazéification 4 par la conduite 38 et est également mélangé via la conduite 24 avec la charge d'hydrocarbure pour être délivré dans le réacteur d'hydrogazéification 4 via l'échangeur 28. Le système comprend également des moyens pour produire en variante de l'hydrogène Un gazéificateur par oxydation partielle 68 et un groupe de séparation à air 70 sont prévus pour produire de l'hydrogène (par l'intermédiaire de gaz de synthèse) à partir de l'oxydation partielle d'une fraction des matières polyaromatiques provenant de la conduite 42 La conduite 72 est représentée en tant que variante pour délivrer les matières polyaromatiques dans le gazéificateur à oxydation partielle 68 Le gazéificateur par oxydation partielle 68 a pour effet de faire réagir l'hydrocarbure liquide provenant de la conduite 72 avec de la vapeur d'eau délivrée à partir de la conduite 74 et de l'oxygène en provenance du groupe de séparation à air 70 Pour l'hydrogène produit dans le gazéificateur à oxydation partielle 68, est prévu une conduite 78 qui peut être utilisée le cas échéant pour délivrer le gaz de synthèse dans le système de purification de l'hydrogène associé à la tour de reformage du méthane à la vapeur d'eau. L'invention sera mieux comprise en se référant aux exemples suivants qui sont destinés à l'illustrer sans nullement limiter le cadre et l'esprit de ladite invention. Exemple 1 On alimente avec un liquide tiré du charbon, à point d'ébullition supérieur à 2040 C, un réacteur à lit fluidisé, pourvu d'un agitateur, à un débit 0,41 kg par heure en même temps que 0,21 kg par heure d'hydrogène pur La température moyenne de la zone de réaction est de 7330 C, le réacteur étant isothermique à moins de 5,551 C Les autres conditions opératoires comprennent une pression absolue de 103 105 Pa, un taux d'hydrogène de 2,25 et un temps de séjour de 126 secondes. Le rendement en pourcents à partir de l'hydrogénation (par rapport au poids du liquide de charbon) est de 59 % de méthane, 29 % d'éthane, 23 % de liquide aromatique et 4 % de coke. Exemple 2 On alimente avec un fuel oil de pyrolyse, dérivé en tant que sous-produit d'un gaz oil de craquage à la vapeur d'eau, un réacteur à lit fluidisé à un débit de 0,41 kg par heure en même temps qu'avec 0,41 kg parheure d'hydrogène La température moyenne de la zone de réaction est de 7520 C, avec un maximum de 8101 C Les autres conditions opératoires comprennent une pression absolue del O 3 10 Pa, un taux d'hydrogène de 4,2, et un temps de séjour de 61 secondes. Le rendement en pourcents à partir de l'hydrogénation (par rapport au poids du fuel oil) est de 23 % de méthane, 25 % d'éthane, 55 % de liquides aromatiques et 4 % de coke. Exemple 3 On alimente un réacteur à lit de garnissage avec une huile combustible de chauffe obtenue par craquage catalytique en lit fluide, à un débit de 0,041 kg par heure et avec de l'hydrogène à un débit de 0,02 kg par heure Le lit est composé d'éclats de quartz d'une dimension passant par un tamis à ouverture de maille comprise entre 1,397 mm à 1, 651 mm La température moyenne de la zone de réaction est de 7741 C et la tempérture maximale du réacteur est de 8430 C. Les autres conditions de réaction comprennent une pression absolue de 41 o 5 paun taux d'hydrogène de 3,0 et un temps de séjour de 1 seconde. Le rendement en pourcents à partir de l'hydrogénation précité est de 35 % de méthane, 22 % d'éthane, 51 % de liquides aromatiques et-1 % de coke. Exemple 4 On alimente un réacteur à lit fluidisé muni d'un agitateur, avec du naphtalène (C 10 H 8) de qualité chimique à un débit de 0,83 kg par heure et avec de l'hydrogène à un débit de 0,21 kg par heure La température moyenne de la zone de réaction est de 7381 C, le réacteur étant maintenu à moins de 5,550 C dans la condition d'isothermique Les autres conditions de réaction comprennent une pression absolue de 103 l O 5 Pa,un taux d'hydrogène de 1,9 et un temps de séjour de 82 secondes. Les produits de la réaction représentent 44 % de méthane, 25 % d'éthane, 41 % de liquides aromatiques et 3 % de coke. Exemple 5 On répète le mode opératoire de l'exemple 3 en utilisant une pression absolue de 103-10 Pa-On fait passer la charge d'alimentation dans la zone de réaction à des débits variables pour déterminer l'effet des temps de séjour sur la sélectivité de production de l'éthane par rapport au méthane. Les résultats sont les, suivants: Temps de séjour Sélectivité (éthane/méthane en poids) 25 secondes 0,1 secondes 0,3 secondes 0,4 3 secondes 0,5 2 secondes 0,6 Les résultats précités indiquent la sélectivité nettement accrue de la production d'éthane, obtenue avec des temps de séjours plus courts conformément au procédé de l'invention. Il est entendu que l'on peut mettre en oeuvre l'invention suivant de nombreuses modifications et variantes sans toutefois s'écarter de son cadre et son esprit. 16 2514753 REVENDICATIONS 1 Procédé pour la préparation de l'éthane caractérisé par le fait qu'il comprend: a) l'introduction dlune charge d'alimentation composée d'hydrocarbures aromatiques et d'hydrogène dans une zone de réaction non catalytique, la quantité d'hydrogène étantau moinségaleà 0,5 fois les besoins stoechiométriques pour convertir tout le carbone de ladite charge en méthane; b) la réaction de ladite charge à une températurecom- prise entre 593 C et 871 C et sous une pression absolue comprise entre 20,7 10 Paet 172 10 5 pendant une durée inférieure à 240 secondes; c) l'évacuation du produit de réaction résultant contenant l'éthane à partir de ladite zone; et d) le refroidissement immédiat dudit produit. 2 Procédé selon la revendication 1, caractérisé par le fait que la zone de réaction comprend un lit fluidisé de matières inertes. 3 Procédé selon la revendication lou 2, caractérisé oar le fait que les hydrocarbures de la charge sont aromatiques à raison d'au moins 40 % en moles. 4 Procédé selon la revendication X 2 ou 3, caractérisé par le fait qu'il comprend le stade supplémentaire de l'addition de méthane à l'hydrogène. Procédé selon la revendication 1,2 ou 3,caractémls par le fait qu'il comprend le stade supplémentaire d'addition de méthane à l'hydrogène dans le gaz hydrogénant en quantités de l'ordre d'environ 25 % en moles à environ 75 % en moles par rapport à la quantité totale d'hydrogène. 6 Procédé selon l"ue qelcoxle des revendications precdentes, caractérisé par le fait que la zoe de réacticb est essentiellement isothermique. 7 Procédé selon l'ume quelconque des revendications prcdentes, caractérisé par le fait que l'on chauffe la charge dans la zone de réaction pratiquement exclusivement avec la ciialeur de réaction de ladite charge. 8 Procédé selon l'mie quelconque des revendications précédentes, caractérisé par le fait que le temps de séjour est inférieur à environ 3 secondes. 2 514753 9 Procédé selon la revendication 8, caractérisé par le fait que la quantité d'hydrogène est comprise entre 1 et 4 fois les besoins stoechiométriques pour convertir tout le carbone de la charge en méthane. Procédé selon la revendication 9, caractérisé par le fait que la température de la zone de réaction est comprise entre 649 C et 816 C. 11 Procédé selonl'ume quelconque des revendications précédert caractérisé par le fait que la pression absolue dans la zon e réaction est comprise entre 34,5 105 Pa et 138 105 Pa. 12 Procédé selonl'une quelcox'iee desrevendications précéder caracterisé par le fait que le temps de séjour dans la zone de réaction est inférieur à 1 seconde. 13 Procédé selon l'une quelconque des revendications précéder caractérisé par le fait que l'on préchauffe l'hydrocarbure aroaatique à ux température d'au moins 593 C avant son introduction dans la zone de réaction. 14 Procédé selon la-revendication 13, caractérisé par le fait que l'on préchauffe l'hydrogène à une température d'au moins 593 C avant son introduction dans la zone de réaction. Procédé selon la revendication 14, caractérisé par le fait que l'on mélange l'hydrogène avec l'hydrocarbure aromatique dans la zone de réaction. 16 Procédé selon l'une quelconquedesrevendicationsprécédei caractérise par le fait que l'hydrocarbure de la charge comprend des matières aromatiques non alkylées. 17 Procédé selon l'unequelconquedesrevendicationsprécédei caractérisé par le fait qu'il comprend le stade supplémentaire de la production d'une fraction de l'hydrogène à partir du méthane produit dans la réaction d'hydrogazéification. 18 Procédé selonl'unle quelconquedes revendications précéde caractérisé par le fait qu' il comprend en outre le stade de la production d'une fraction de l'hydrogène à partir des matières polyaromatiques produites dans la réaction d'hydrogazéification.