Brevet FR2636627A1 — publié le 19900323

La présente invention décrit un procédé de production couplée d'oléfines et d'ammoniac à partir du gaz naturel. Elle décrit également l'utilisation de l'ammoniac obtenu pour la fabrication d'urée. Le couplage oxydant du méthane est une réaction aujourd'hui largement décrite et peut être réalisé en mode séquentiel ou en mode simultané pour produire de l'éthylène et d'autres hydrocarbures. La réaction du couplage oxydant en mode séquentiel consiste en l'oxydation du méthane par un agent réductible suivie de la réoxydation de cet agent, séparément, par l'oxygène de l'air. On a mentionné dans plusieurs brevets américains (voir, par exemple, US-4 499 323, 4 523 049, 4 457 611, 4 567 307) l'utilisation de nombreux oxydes de métaux, notamment les oxydes de Mn, Ce, Pr, Sn, In, Ge, Pb, Sb, Bi, Tb, comme agents réductibles pour cette réaction. La réaction du couplage oxydant en mode simultané (balayage d'un mélange de méthane et d'oxygène sur une masse de contact) peut s'écrire qualitativement: autres CH4 + 02 > C2H6 + C2H4 + hydrocarbures + CO + CO2 + H2 + H20 Il a été mentionné dans plusieurs brevets (voir, par exemple, brevets européens EP 210 383, EP 189 079, EP 206 044 et brevet mondial WO 86 0735) l'utilisation d'oxydes de métaux des terres rares, d'oxydes de métaux alcalins et alcalino-terreux et d'oxydes de titane, zirconium, hafnium et zinc soit seuls, soit mélangés, comme catalyseurs pour la réaction du couplage oxydant du méthane en mode simultané. Sur le plan du principe, chaque mode de couplage oxydant a ses avantages et ses inconvénients. Un des avantages du mode séquentiel est de pouvoir utiliser directement l'air pour la séquence d'oxydation du catalyseur réduit dans la mesure ou l'on réalise après la séquence de couplage une purge intermediaire par de la vapeur d'eau. L'inconvénient majeur réside dans le caractère séquentiel de l'opération. L'avantage majeur du mode simultané réside donc dans la continuité de l'opération, spécialement si elle se déroule dans un réacteur à lit fluidisé ou à lit circulant permettant une injection continue de catalyseur frais pour compenser les pertes mécaniques de catalyseur et toute décroissance éventuelle de son activité chimique. Un inconvénient majeur est lié à la nécesité d'utiliser de l'oxygène comme agent oxydant de préférence à l'air. En effet, si on se référe au nombre d'atomes de carbone de méthane ayant réagi, on ne peut, avec les catalyseurs utilisés dans ce couplage oxydant, obtenir une sélectivité supérieure à 80% pour une conversion maximum de 25%. Le fait d'utiliser de l'air comme agent oxydant entraînerait donc la nécessité de séparer l'azote en fin d'opération alors qu'il se trouve mélangé avec du méthane et de l'hydrogène qu'il importe, pour des raisons économiques, de recycler ou de récupérer: il convient donc dans ce cas de réaliser au préalable une séparation de l'oxygène et de l'azote afin d'opérer la réaction de couplage oxydant sinon en présence d'oxygène pur du moins en présence d'un oxygène très appauvri en azote. Cet inconvénient de devoir réaliser au préalable une séparation de l'oxygène et de l'azote peut cependant se présenter comme un avantage dans la mesure o l'on conduit l'opération de manière à pouvoir tirer parti de l'azote disponible. De plus, si on n'a pas besoin d'un courant d'hydrogène très appauvri en azote, on n'a plus besoin d'une séparation préalable de l'oxygène et de l'azote. La présente invention propose donc une transformation du gaz naturel impliquant de combiner: - un couplage oxydant du méthane selon le mode simultané, - une déshydrogénation des hydrocarbures aliphatiques comprenant au moins 2 d'atomes de carbone. La mise en oeuvre de cette réaction, très endothermique, permet de tirer le meilleur avantage des calories dégagées durant le couplage oxydant globalement exothermique, une synthèse de l'ammoniac et/ou de l'urée qui permet d'utiliser au mieux les sous produits de l'opération, à savoir le gaz carbonique, l'hydrogène et l'azote. La présente invention concerne plus particulièrement un procédé de production d'oléfines et d'ammoniac à partir de gaz naturel renfermant du méthane et de l'éthane, caractérisé en ce que: a) on sépare le gaz naturel en au moins deux fractions, une première fraction de gaz enrichie en méthane et une deuxième fraction de gaz enrichie en hydrocarbures supérieurs au méthane, b) on oxyde la première fraction de gaz provenant du gaz naturel par un gaz renfermant de l'oxygène en proportion de 0,05 à 0,4 mole par mole de méthane, en présence d'une masse de contact permettant le couplage oxydant du méthane en hydrocarbures supérieurs, c) on mélange l'effluent de l'étape (b) avec la fraction de gaz enrichie en hydrocarbures supérieurs de l'étape (a) quand au moins 80% de l'oxygène moléculaire a déjà été consommé dans l'étape (b), d) on pyrolyse le mélange résultant de l'étape (c), de manière à déshydrogéner lesdits hydrocarbures supérieurs et à obtenir un mélange renfermant des oléfines, de l'hydrogène et éventuellement de l'azote, e) on fractionne l'effluent de l'étape (d) afin d'obtenir une fraction riche en hydrogène, f) on ajuste les proportions d'hydrogène et d'azote de la fraction riche en hydrogène, de manière à permettre la synthèse d'ammoniac, et g) on fait réagir le mélange de l'étape (f), en présence d'un catalyseur pour la synthèse d'ammoniac, afin d'obtenir un courant de gaz renfermant de l'ammoniac. Lorsqu'on veut utiliser cet ammoniac pour produire de I'urée, on fait réagir l'ammoniac obtenu dans l'étape (g) avec au moins un partie du dioxyde de carbone obtenu dans l'étape (b) afin d'obtenir de l'urée. Par rapport au procédé connu de couplage oxydant du méthane, le procédé permet d'augmenter les rendements en oléfines et en hydrogène en utilisant une réaction de pyrolyse sur le mélange de l'effluent de l'étape d'oxydation et de la fraction de gaz enrichie en éthane et autres hydrocarbures supérieurs. En outre, ce procédé permet de transformer l'hydrogène résultant de la réaction d'oxypyrolyse du gaz naturel et une partie de l'azote, provenant du gaz naturel et/ou de l'air, en ammoniac. Il est préférable de régler les opérations d'oxypyrolyse du gaz naturel de façon à donner un rendement maximum en oléfines tout en produisant un rapport molaire H2/CO2 compris entre environ 3 et 9; c'est à dire au voisinage de la stoechiomètrie régissant la synthèse de l'urée. Il est alors possible, dans le procédé, de réaliser avec l'ammoniac et le dioxyde de carbone la synthèse de l'urée.- Les exemples suivants, non limitatifs, illustrent les différents modes de réalisation qui peuvent être employés pour atteindre la production couplée d'oléfines et d'ammoniac à partir du gaz naturel. Les mises en oeuvre préférées de la présente invention sont représentées schématiquement dans les figures 1 et 2 et sont décrites ci-dessous. Il faut noter que les unités de chauffage, refroidissement, compression et détente ont été omises pour simplifier les figures, mais leurs nécessités et positions sont tout à fait évidentes pour l'homme de l'art. La figure 1 illustre un premier mode de mise en oeuvre. La figure 2 illustre une modification du mode de mise en oeuvre de la figure 1. Le gaz naturel est tout d'abord refroidi avant de subir les traitements usuels de déshydratation, désulfuration et décarbonatation. Le courant de gaz naturel purifié (1), qui entre dans la ligne (2), est conduit au séparateur (Sl) puis fractionné, par exemple par condensation ou par extraction par solvant sélective, en hydrocarbures C2 + (3) et en gaz substantiellement exempt d'hydrocarbures supérieurs (4). Le courant de gaz (4), qui est constitué principalement de méthane, peut être utilisé tel quel (5) ou soumis à une autre étape de séparation (S2) pour enlever le monoxyde de carbone (7), l'azote et l'hydrogène (8) du méthane (9). Le courant d'air (10) peut être aussi utilisé tel quel (12) ou fractionné (S3) en oxygène appauvri d'azote (13) et en azote (14). Quelle que soit la forme particulière du procédé choisi, les courants de méthane (6) et d'oxygène (12) sont préchauffés, soit séparément soit ensemble et avec ou sans vapeur d'eau qui est additionnée via les lignes (15) et (16), avant d'être introduits dans le réacteur d'oxydation (U1). L'utilisation de la vapeur d'eau permet de préchauffer le méthane avec moins de risque de décomposition en carbone et hydrogène. Quand la vapeur d'eau est utilisée, le rapport en poids vapeur d'eau/méthane est de préférence compris entre environ 0,2 et 1. Àaesn aDo inod anuuoD:zEuo= ap assBu ano; JasTITzn qnad uo 'npuoaua uaTg snssap-TD sgaiuow saldwaxa xne saa4TuwI sed sToJZnoZ Zuos au 'Zumpúxo a2eldnoD np uoT;Doa U eI aaT!TUT inod JasT-TZn znad uo,nb '%oDeuoD ap sassew sal anb jaou znej II Os meOaD7eq Za 7OaDZiS 'úOauSE 'eoaDiS anb sla% wnTiao ap sasesd sap suTow n ue uuazuoz zouzuoo ap sassem sap - 4xnaJaI.-ouTIeDIe xn:au anp za axe. ajsaa ap Z xnezau aup sazeuoqxBDXxo sap no/a sa2.uoqaeo sap no/.a sapúxo sap suTou nie;uua-uoo zzeluoo ap sassw sap - GOTTis %a saUJg saJaa 'xnaJaG-ou!eUoTe 'suTTMDTO xnzgui ap sauuoqJeDo no/; a sap xo sJnaTsnld no un OaAe:uaUlIaTauaJGsad ITMoTu; azoqOTD 't;nwsTq 'oUTZ auToTu;U 'qiold 'unTueiWa2 'InTpuT 'uTe;a 'UInIaD asaumuem 'munTuJ$E 'uinTuooJTz 'auB2T: ap saoeuoqaeD sap no/a sazeLdsoLd sap no/;a sa:$eins sap no/%a sapXxo sap suTou nie uuaZuoD XDPuoo ap sasseu sap -G IXnaJaa.-ouil eDlT xneaw sanaTsnld no xnap ap sa;euoqieo ap no/:a sapXxo,p aMuIelpu un suTom ne zuuuazuo$ %oeuoo ap sassew sap - : aldwaxa d 'apgDood np (in) auoz eI suep zuepúxo aMeIdnoo np uO!TDega MI jaTTUT inod aAnao ua sasTu ail% %uaAnad %Dezuoi ap assew ap salnumoj saas^At! Àsauq 01 za I uoaTAua ai;ua aouaaaJgId ap 'suaq og %a I a.aua asTiduoo;sa Jnazepai al suep uoTssaad eq 'DoOOtI e 009 UOJTAUa4P @aneJGduwaZ aun u aanqDa;ja:sa uoT- 9 e 'I oOgL %a OOV a;ua aan;Ts suaalIgug;sa sTeW 'as!TT;n inaqomai ap adú; np:uawamje, puadap arnaoepa aL suep J$IaeGa asuTUI np a@eTTuT ain epdma4 leq ZZ99ú9Z La masse de contact peut être par exemple sous forme de billes, de monolithes imprégnés, de fibres imprégnées ou de concassés, en fonction du type de réacteur utilisé, qui peut être par exemple un réacteur à lit fixe, à lit bouillonnant ou à lit circulant. La réaction d'oxydation partielle, réalisée dans la section (U1), est fortement exothermique et, pour éviter une élévation de température trop importante qui nuirait à la sélectivité de l'opération, on opère avec des rapports molaires oxygène/méthane inférieurs à 0,4 et de préférence inférieurs à 0,2. La réaction de couplage oxydant peut s'opérer en lit fixe, en lit bouillonnant, mais la mise en oeuvre préférée du catalyseur, dans la présente invention, consiste à opérer en lit circulant avec un catalyseur de granulométrie comprise entre 10 et 200 wm et de préférence entre 40 et 120 em. Le temps de résidence du méthane, pour cette mise en oeuvre,dans la zone de réaction (U1) reste compris entre 0,01 et 50 secondes et de préférence entre 0,05 et 5 secondes. Le rapport des débits horaires pondéraux de catalyseur et de méthane est maintenu, de manière à ce qu'une partie notable de la chaleur de réaction puisse être captée sous forme de chaleur sensible emmagasinée par le catalyseur solide; à la sortie de la zone réactionnelle cette chaleur sensible peut être utilisée pour la production de vapeur à haute pression, de manière à ramener la température de la masse de contact au voisinage de 500-750 C. Ce débit rapide de masse de contact dans la zone réactionnelle (U1) permet de modérer l'élévation de température au fur et à mesure que se consomme l'oxygène dans la zone d'oxydation. Pour aider à contrôler, en fin d'oxydation, l'élévation de température et surtout pour tirer profit de l'exothermicité du couplage oxydant, il est avantageux d'introduire 'ans le réacteur d'oxypyrolyse, en un endroit o au moins environ 80% (de préférence au moins 95%) de l'oxygène moléculaire ont déjà été consommés lors de l'oxydation sélective du méthane, la fraction d'hydrocarbures supérieurs (17) provenant du gaz naturel et éventuellement provenant d'une étape précédente d'oxydation sélective du méthane. Ladite fraction (17) peut être introduite à température ambiante ou préchauffée à une température inférieure à la température de l'effluent. Dans les deux cas, la fraction (17) sert à abaisser la température de l'effluent, et produit alors un mélange qui est à une température inférieure à la température de l'effluent. L'addition de la fraction (17) après l'étape de l'oxydation sélective du méthane permet la transformation de la fraction d'hydrocarbures supérieurs (17) en oléfines et hydrogène, ce qui n'est pas le cas si les hydrocarbures supérieurs traversent l'unité d'oxydation (U1). Comme les vitesses relatives d'oxydation des alcane C2 +, dans les conditions de couplage oxydant du méthane, sont environ 15 à 100 fois + plus grandes que celles de l'oxydation du méthane, les alcanes C sont transformés en oléfines et eau bien avant que le méthane ne commence à réagir. Ainsi, l'addition de la fraction (17) après l'étape de l'oxydation sélective du méthane permet la récupération d'hydrogène au lieu d'eau. La fraction (17) et l'effluent de la réaction d'oxydation, qui contient de l'éthane comme produit sélectif principal, sont mélangés et la déshydrogénation endothermique de ces hydrocarbures est effectuée en traversant la section de pyrolyse (U2). Le temps de résidence du mélange (de l'effluent de l'unité (Ul) et de la fraction (17)) est fixé en fonction de la température du mélange et de la sévérité de la pyrolyse désirée, mais est généralement compris entre environ 0,001 et 1 seconde et la température entre environ &00 -et 1400 C. Le temps de résidence et la température, dans la zone (U2), sont réglés en fonction du rapport alcanes/oléfines désiré. La réaction de pyrolyse peut être effectuée soit en absence de masse de contact soit en présence d'une masse de contact telle que l'une de celles antérieurement décrites pour l'oxydation sélective du méthane. Dans le cas d'un lit circulant, mettant en oeuvre un courant ascendant de catalyseur pulvérulent, sous forme de microbilles par exemple, cette zone (U2) correspond à la partie supérieure de la conduite de remontée du catalyseur ("riser") et à la zone de désengagement de ce même catalyseur impliquant l'ensemble du ballon de collecte du catalyseur depuis la sortie de la zone de strippage jusqu'à la sortie des cyclones (zone de phase diluée), la partie inférieure du "riser" étant utilisée comme zone (U1). Le catalyseur strippé est refroidi par échange jusqu'à une température comprise entre par exemple 600 et 750 C avant d'être recyclé au réacteur. La zone d'échange peut être constituée des tubes d'une chaudière utilisée pour produire la vapeur nécessaire au procédé ou des tubes d'un échangeur servant à préchauffer les charges hydrocarbonées. Le gaz qui sort de la section (U2), et, qui contient H20, C02, C0, CH4, (N2), H2 ainsi qu'une fraction C + composée pour l'essentiel d'éthylène, d'éthane et de propylène, est alors envoyé par la ligne (18) dans un train de séparation o l'on sépare successivement l'eau (19), le gaz carbonique (20) et les divers hydrocarbures de la fraction C2 + (3) par diverses méthodes de séparation, telles que: - Lavage aux amines, permettant d'éliminer C02 - absorption par liquides hygroscopiques ou par solides réactifs permettant d'éliminer H O20 et/ou CO2 - adsorption sur des solides permettant d'éliminer H20 et/ou CO2 et/ou CO - fractionnement par condensation sous pression à basse température permettant de séparer H20, C02 et les hydrocarbures C2, ou - n'importe quelles méthodes permettant de séparer l'eau, le gaz carbonique et les divers hydrocarbures de la fraction C2, comme cela est décrit dans l'ouvrage "Gas Purification" Fourth Edition, A.L. Kohl et F.C. Riesenfeld, (1985) Gulf Publishing Company, Houston. L'effluent (18) traverse le séparateur (S4), est envoyé par la ligne (21) au séparateur (S5), puis transféré via la ligne (2) au séparateur (S1) d'o il sort appauvri en H20, C02, et en hydrocarbures supérieurs. L'effluent (4), qui contient principalement du CH4,H2,CO et éventuellement de l'azote, peut être fractionné en trois parties: 1) un courant riche en méthane (9), 2) un courant riche en hydrogène et en azote (8) et 3) un courant riche en CO (7) par une combinaison de diverses méthodes de séparations, telles que: - absorption par des complexes de cuivre, permettant de séparer CO, - fractionnement par condensation sous pression à basse température, permettant de séparer le méthane d'une part et l'hydrogène et l'azote d'autre part, - séparation par membranes perméables gazeuses, permettant de séparer le méthane et l'azote d'une part et l'hydrogène d'autre part, - séparation par "pressure swing absorption", permettant de séparer l'hydrogène des mélanges gazeux contenant de l'hydrogène, du méthane et/ou de l'azote et/ou de l'oxyde de carbone, - séparation par des métaux capables de capturer l'hydrogène tels que l'uranium, le magnésium, le titane ou le lanthane, ou les alliages Ni-Mg ou Ni-La, permettant de séparer l'hydrogène par le cnauffage des hydrures formés, ou - toute combinaison de diverses méthodes connues pour la séparation des gaz présents dans ia ligne (4), l'effluent qui sort du séparateur (S1. l1 Ces fractionnements sont globalement représentés par l'unité (S2) et les gaz séparés sont éliminés par les lignes (7), (8) et (9). Le gaz renfermant des hydrocarbures C2 est envoyé au séparateur (S6) ou il est fractionné par n'importe quelle méthode qui permet la séparation des hydrocarbures saturés (17); ces derniers sont injectés dans le réacteur d'oxypyrolyse, en un endroit o ou moins environ 80% de l'oxygène moléculaire ont déjà été consommés. L'unité (S6) peut être toute unité capable de séparer des oléfines. Ce peut être une absorption dans l'acide sulfurique, une distillation, une oligomérsation des oléfines en carburants liquides, par exemple en essence et/ou en gas oil, une réaction de dimérisation en butène-1. Ces produits sont déchargés par la ligne (22). Le courant riche en CO (7) peut être envoyé à l'unité (U3) o il est converti en CO2 et H2 par réaction avec la vapeur d'eau. La vapeur d'eau est envoyée à l'unité (U3) via la ligne (23). Cette réaction est effectuée, en général, selon les méthodes suivantes: à haute température, entre environ 330 et 500 C, et en présence de catalyseur oxyde de fer, oxyde de chrome ou oxyde de cobalt, oxyde de molybdène; à basse température, entre environ 180 et 280 C, et en présence de catalyseur oxyde de cuivre, oxyde de zinc-oxyde d'aluminium. les produits, C02 et H2, de même que le CO et le H20 non convertis, sont injectés dans le train de séparation par la ligne (24). Le courant de gaz qui contient l'hydrogène et l'azote (8) est traité en fonction du rapport molaire H2/N2. Pour des courants de gaz (8) avec un rapport molaire H2/N2 plus faible que 3, au moins une partie du courant est transférée vers la ligne (25) à un séparateur à membrane perméable gazeuse (S7) o la plus grande partie de l'azote est enlevée par la ligne (26). Le courant riche en hydrogène (27) rejoint la ligne (8) pour obtenir un rapport molaire H2/N2 d'au moins 3. Dans le cas o le courant (8) sortant du séparateur (S2) a déjà un rapport molaire H2/N2 d'au moins 3, l'unité de séparation (S7) n'est pas nécessaire. Le courant de gaz avec un rapport molaire H2/N2 d'au moins 3 (8) est ensuite mélangé avec l'azote de la ligne (28) pour obtenir un rapport molaire H2/N2 de 3. Ce mélange est purifié par une réaction de méthanation, dans l'unité (U4), pour enlever les traces de C0 puis transféré vers la ligne (29) et déshydraté dans l'unité de séparation (S8) pour enlever les traces d'eau qui sont sont déchargées par la ligne (30). Le mélange d'un rapport molaire H2/N2 égal à 3 est envoyé au réacteur de synthèse d'ammoniac (U5) par la ligne (31). Dans le cas o le courant de gaz avec un rapport molaire H2/N2=3 ne contient pas de traces de CO ou d'eau, le courant de gaz est tranféré dans la ligne (32) puis (31) avant d'arriver à l'unité (U5).Un rapport H2/N2 légèrement différent de 3 peut être utilisé. La synthèse d'ammoniac est une réaction bien connue qui se déroule à une pression entre environ 20 et 800 bars, de préférence entre 20 et 300 bars, et une température entre environ 200 et 600QC. Le catalyseur utilisé pour cette réaction peut être n'importe lequel connu pour cet usage, par exemple les catalyseurs décrits dans l'ouvrage "Ullman's Encyclopedia of Industrial Chemistry" Volume 2A, pp 143-242. D'un intérêt particulier sont les catalyseurs composés de fer métallique-alpha avec des oxydes non réductibles tels que les oxydes de potassium, calcium, aluminium et silicium. L'effluent de l'unité (US), renfermant de l'ammoniac, est déchargé par la ligne (33), ou peut être avantageusement transféré au séparateur (S9) via la ligne (34), o il est fractionné en ammoniac pur (35) et azote/hydrogène (41). Le courant de azote/hydrogène (41) est envoyé à la ligne (31) pour être éventuellement remis en contact avec le catalyseur dans l'unité (U5). L'ammoniac (35) peut être utilisé tel quel ou envoyé dans la conduite (36) à l'unité de synthèse d'urée (U6). On peut aussi, dans une modification de l'invention, utiliser le CO2 comme sous-produit dans l'étape d'oxydation (b). Comme des quantités importantes de CO2 sont formées, il est avantageux de transformer au moins une partie du CO en un produit à valeur ajoutée, et rendre alors l'utilisation du gaz naturel globalement plus avantageuse. Pour atteindre cet objectif, au moins une partie du CO dans la conduite (37) et au moins une fraction de l'ammoniac dans la conduite (36) sont envoyés à l'unité (U6) pour la synthèse thermique d'urée. L'unité (U6) opère généralement entre environ 100 et 300 bars, de préférence entre environ 150 et 250 bars, à une température comprise entre environ 180 et 300 C en utilisant un rapport molaire NH3/CO2 entre environ 2 et 6. On recueille le mélange contenant l'urée par la ligne (38). EXEL4PES Un courant de gaz naturel (1) est fractionné dans le séparateur (S1) en méthane (4) et hydrocarbures supérieurs (3). Un courant d'air (10) est également fractionné dans le séparateur (S3) en oxygène (13) et azote (14) . Le courant de méthane, qui est envoyé par la ligne (5) puis la ligne (6) , alimente un tube vertical. Le réacteur reçoit aussi l'oxygène par la ligne (12). Dans la partie inférieure du tube (U1) on dispose le lit de contact. On ajoute alors le courant (17) d'éthane et hydrocarbures supérieurs et le mélange résultant poursuit son cheminement dans la partie supérieure du tube (U2). Les deux sections successives sont disposées chacune dans un four et la partie de canalisation entre les deux fours est isolée thermiquement. Le gaz effluent (18) entre dans un train de séparation qui est globalement représenté par les séparateurs (54), (S5), (Si), (S2) et (S7). L'hydrogène purifié provenant du séparateur (S7) est comprimé et l'azote, qui est envoyé par la ligne (28), est mélangé à l'hydrogène pour obtenir un mélange H2/N2 égal à 3. Le mélange H2/N2 = 3 alimente un réacteur en acier inoxydable via la ligne (32) puis la ligne (31). Le gaz effluent sortant de l'unité (U5) est déchargé du réacteur par la ligne (33) et envoyé au séparateur (S9) via la conduite (34). L'ammoniac (35) est envoyé au réacteur (U6) via la ligne (36) et le C02 est envoyé au réacteur (U6) via la ligne (37). L'effluent du réacteur (U6) est déchargé par la ligne (38). Les lignes (39) et (40) permettent de prélever des échantillons, notamment pour mesurer la conversion de l'oxygène et la composition du gaz provenant de l'unité (U2). Dans la suite on appellera premier réacteur et second réacteur respectivement les sections inférieure oxydante (U1) et supérieure pyrolytique (U2) du tube ci-dessus. EXEMPLES 1-4 On opère avec un gaz naturel ayant un rapport volumique C2H6/(C2H6+CH4)=9, 1%. Le lit de contact contient 0,3 g d'un mélange mécanique de SrCO3 et La2(C03)3 dans un rapport atomique Sr/La de 0,5, qui a été calciné à 600 C, dilué dans 3,2 ml de grains d'alumine tabulaire. Le temps de résidence dans le lit de contact de la section inférieure oxydante (U1) (dans les exemples 1, 2 et 4) est de l'ordre de 0,042 sec. Cette valeur est basée sur le volume (3,2 ml) et la température (880 C) du lit de contact et le débit de gaz à la sortie de ce lit (2,89 mol/h). Dans l'exemple 3, ce gaz est envoyé en totalité, sans fractionnement, à travers les deux réacteurs (U1 puis U2). Dans les autres cas (exemple 1, 2 et 4), le gaz est d'abord fractionné en méthane et éthane. Dans l'exemple 1, le méthane est envoyé au réacteur (U1), le réacteur (U2) n'étant pas utilisé. Dans l'exemple 2, le méthane traverse successivement les deux réacteurs (U1 puis U2); l'éthane n'est utilisé ni dans l'exemple 1 ni dans l'exemple 2. Dans l'exemple 4, selon l'invention, le méthane traverse successivement les réacteurs (Ul et U2) et l'éthane est introduit à l'entrée du second réacteur (U2), en un point o la conversion de l'oxygène est de 99,7%. Dans tous les cas, on utilise un rapport 02/CH4 de 15 % en mole à l'entrée du réacteur (U1). Le temps de résidence dans la section supérieure pyrolytique (U2) de cet exemple est de l'ordre de 0,74 sec. Le temps de résidence est calculé en utilisant le volume de la section (U2) dans le four et le débit par seconde du gaz qui sort du réacteur (U2) à une température de 880 C. Les conditions opératoires et les résultats (ligne 40) sont donnés dans le tableau 1. + On montre que les débits d'hydrogène et de C2 de l'exemple 4 sont considérablement plus forts que ceux obtenus dans l'exemple 3. Ceci montre l'effet positif de l'injection de l'éthane après l'endroit o la plupart de l'oxygène a été consommée. On montre aussi que le rapport molaire H2/CO de l'exemple 4 est 3,1; c'est à dire au 2 2 voisinage de la stoechiomètrie régissant la synthèse de l'urée. Le rapport H2/C02 de l'exemple 3 est 2,2. EXEMPLE 5 L'exemple 5 est effectué dans les mêmes conditions que les exemples 1-4; toutefois la température du second réacteur est de 880 C et le lit de contact consiste de 3,2 ml de grains de magnésie imprégnés de Ba(N0 3)2 et de La(N03)3 dans un rapport atomique de 0,5. Les débits (mol/h) des produits principaux après le séparateur (S4), un condenseur maintenu à 0 C, sont les suivants: H2 (0,387), 02 (0,001), CO (0,020), CO (0,113), C2H4 (0,320), C2H6 (0,050), C3H6 (0,014). 2 2H4 2 636 EXEMPLE 6 Le gaz effluent de l'exemple 5, sortant du séparateur (S4), est fractionné pour obtenir de l'hydrogène pur. Le gaz effluent (21) est envoyé successivement au séparateur (S5) (un condenseur maintenu à -78 C), au séparateur (Si) (un condenseur maintenu à -160 C), puis au séparateur (S2). Le séparateur (S2) utilise une combinaison de deux méthodes de séparation, dont la première consiste à faire passer le gaz dans un condenseurmaintenu à -196cC et la seconde consiste à faire passer le gaz contenant de l'hydrogène, sortant de la première étape, sur une masse de captation d'hydrogène. La masse de captation utilisée est de la poudre d'uranium. La poudre d'uranium est chargée dans un réacteur en acier inoxydable. Le réacteur est mis sous vide, puis le gaz contenant de l'hydrogène est mis en contact avec la poudre. La température à l'intérieur du réacteur est maintenue entre environ 20 et 50 C pour que La poudre d'uranium soit transformée en hydrure d'uranium, 'H.. 7uan la pression à l'intérieur du réacteur atteint à peu près 50 kPa, le courant du gaz contenant de l'hydrogène est arrêté *-t le réacteur est remis sous vide. Un courant d'hydrogène pur (e) est récupéré en chauffant le réacteur à 4500C. Cette procédure est répetée autant de fois qu'il est nécessaire pour obtenir la quantité suffisante d'hydrogène pur pour l'étape suivante. Le courant d'hydrogène pur (8) est mélangé avec le courant d'azote pur (28) pour obtenir un rapport molaire H2/N2 égal à 3, envoyé dans la conduite (32), puis transféré dans la ligne (31). Le courant (31), comprimé à 150 bars, alimente un réacteur (U5) en acier inoxydable contenant 20 ml d'un catalyseur (composé de 93% (en poids) oxydes de fer, 3% A1203, 0,5% MgO, 0,5% Sio02, 0,5% K20 et 2,5% CaO) qui a été préréduit avec de l'hydrogène. Le débit du gaz réactif est de 1500 ml/min et la température est maintenue à 480 C. Le courant du gaz (33) sortant du réacteur (U5) contient 16,4% d'ammoniac, ce qui correspond à une conversion d'environ 28% d'azote en ammoniac. EXEMPLE 7 Le courant du gaz (33) est envoyé au séparateur (S9) via la ligne (34). Le séparateur (S9), un condenseur maintenu à -45 C, sert à fractionner le courant (34) en ammoniac (35) et en un mélange hydrogène et azote (41); ce dernier rejoint la ligne (31). Le dioxyde de carbone, enlevé de l'effluent (21) par le séparateur (S5), est chauffé à -45 C puis transféré dans la conduite (20). Le courant d'ammoniac (36) et le courant de dioxyde de carbone (37) sont chauffés à 0OC puis alimentent, séparément, un réacteur vertical en acier inoxydable. Le rapport NH3/CO2 est 4 et la température et la pression dans le réacteur sont de 190 C et 150 bars respectivement. Après un temps de séjour de 60 minutes, les produits ont été déchargés par le bas du réacteur. On a trouvé que 60% du carbamate d'ammonium, le produit initial de la réaction entre l'ammoniac et le C02, ont été convertis en urée. TABLEAU N 1 t EXEMPLE 1 1 2 1 3 4 I I i _ _ [Température du lit [ |ler-réacteur C 880 j 880 1 880 1 880 | ITempérature du j 12ème réacteur (a) | 850 850 | 850 | IDébit (ml/min) CH4 (e) | 1000 | 1000 1000 1000 IDébit (ml/min) 02 (e) 150 150. 150 150 IDébit (ml/min)C2H6 (e) 0 0 100 O IDébit (ml/min) C2H6 introI iduit entre les 2 réacteurs O 0 0 1 100 Débits (mol/h) (f) j I i H2 | H2 i 0,093 0,160 0,243 | 0,318 | I 02 0,001 ( 0,001 0,004 [ 0,001 CO 0,038 0,041 0,069 0,043 | 0Co2 |0,105 0,101 0,109 0,103 C2H |C2 H4 |0,091 0,133 0,219 0,292 2 6 | 0,091 0,042 0,066 0,104 | C36 I 0,005 0,009 0,013 0,010 |C3H8 0,003 0 0 0 CH4 | 1,969 1,981 2,213 2,032 | H2 I 0,500 0,505. 0,455 | 0,499 | | Total (C2 + C3) I 0,190 I 0,184 | 0,298 | 0,406 I 1% conversion CH4 (f) 121,2 120,8 | (c) 120,8(d)| j% conversion 02 (g) 199,7 i99,7 1 99,7 I 1% conversion C2H6 ajouté(f) (b) | (b) | (c) |75,2(d)i IRapport oléfines/alcanes | j IC + (f) j 1,0 1 3,4 3,5 I 2,9 2 1! I * (a) pas utilisé; (b) pas applicable dans ces cas; (c) les conversions d'éthane et de méthane ne peuvent pas être directement calculées; (d) la conversion du méthane est égale à celle de l'exemple 2; l'augmentation de débit de méthane en sortie des réacteurs, dans l'exemple 4 par rapport à l'exemple 2, est imputée à la conversion partielle de l'éthane en méthane; (e) à l'entrée du premier réacteur; (f) à la ligne 40; (g) à la ligne 39. REVENDICATIONS 1. Procédé de production couplée d'oléfines et d'ammoniac à partir du gaz naturel, caractérisé en ce que: a) on sépare le gaz naturel en au moins deux fractions, une première fraction de gaz enrichie en méthane et une deuxième fraction de gaz enrichie en hydrocarbures supérieurs au méthane, b) on oxyde la première fraction de gaz provenant du gaz naturel par un gaz renfermant de l'oxygène en proportion de 0,05 à 0,4 mole par mole de méthane, en présence d'une masse de contact permettant le couplage oxydant du méthane en hydrocarbures supérieurs, c) on mélange l'effluent de l'étape (b) avec la fraction de gaz enrichie en hydrocarbures supérieurs de l'étape (a) quand au moins 80%o de l'oxygène moléculaire a déjà été consommé dans l'étape (b), d) on pyrolyse le mélange résultant de l'étape (c), de manière à déshydrogéner lesdits hydrocarbures supérieurs et à obtenir un mélange renfermant des oléfines, de l'hydrogène et éventuellement de l'azote, e) on fractionne l'effluent de l'étape (d) afin d'obtenir une fraction riche en hydrogène, f) on ajuste les proportions d'hydrogène et d'azote de la fraction riche en hydrogène, de manière à permettre ia synthèse d'ammoniac, et g) on fait réagir le mélange de l'étape (f), en présence d'un catalyseur pour la synthèse d'ammoniac, afin d'obtenir un courant de gaz renfermant de l'ammoniac. 2. Procé9é selon la revendication 1, dans lequel l'azote de l'étape (f) provient au moins en partie du gaz naturel. 3. Procédé selon la revendication 1, dans lequel l'azote de l'étape (f) provient de la distallation de l'air, l'oxygène produit au cours de cette distallation étant alors utilisé comme source d'oxygène pour le procédé. 4. Procédé selon l'une des revendications 1 à 3, dans lequel le mélange de l'étape (c) est effectué lorsque au moins 95 % de l'oxygène moléculaire a déjà été consommé. 5. Procédé selon l'une des revendications 1 à 4, dans lequel, à l'étape (b), l'oxygène est en proportion de 0,05 à 0,2 mole par mole de méthane. 6. Utilisation de l'ammoniac, obtenu à l'étape (g) du procédé de l'une des revendications 1 à 5, en mélange avec du dioxyde de carbone obtenu à l'une au moins des étapes (b) et (d), comme réactif pour la production d'urée.