Brevet FR2676745A1 — publié le 19921127

La présente invention concerne un procédé de production d'hydrocarbures liquides à partir du gaz naturel. Plus spécifiquement cette invention concerne la transformation du gaz naturel, dont le constituant majeur est le méthane, en produits liquides plus facilement transportables. Encore plus spécifiquement, cette invention concerne un procédé caractérisé en ce que (a) on sépare le gaz naturel en, au moins deux fractions, une première fraction du gaz enrichie en méthane et une deuxième fraction enrichie en alcanes C2+ (éthane, propane et alcanes supérieurs), (b) on oxyde sélectivement au moins une partie du méthane par de l'oxygène moléculaire en présence d'un catalyseur de couplage oxy dant du méthane, (c) on mélange, au moins en partie, la fraction enrichie en alcanes C2+ à l'effluent de l'étape d'oxydation sélective quand au moins 80 Wo de l'oxygène moléculaire introduit à l'étape (b) ont déjà été consommés dans l'étape (b), (d) on pyrolyse le mélange résultant de l'étape (c), (e) après avoir amené la température du mélange de l'étape (d) à une température comprise entre 3000C et 7500C et plus particulièrement entre 4500C et 6000 C, on transforme, en partie au moins, les oléfines et éventuellement en partie des alcanes C2+, en aromatiques en présence d'un catalyseur d'aromatisation. Les principes de base du procédé d'oxypyrolyse du gaz naturel, qui combine l'oxydation sélective du méthane et la pyrolyse des alcanes C+2 formés et ajoutés à l'effluent d'oxydation, sont décrits dans trois brevets français (2 629 451, 2 636 627 et 2 641 531) et dans un article (Appl. Catal., vol. 58 (1990) 269). Dans une première étape, étape (a), de ce procédé, le gaz naturel est séparé en au moins deux fractions, la première étant du méthane appauvri en alcanes c2 (éthane, propane et alcanes supérieurs) et la deuxième fraction étant composée des alcanes supérieurs C+2 appauvris en méthane. Une partie au moins de la première fraction est ensuite mélangée avec de l'oxygène (pur ou enrichi) jusqu'à 0,4 mol d'oxygène moléculaire par mole de carbone. Le mélange peut contenir avantageusement des quantités importantes de vapeur d'eau. La quantité molaire de vapeur d'eau par rapport au méthane peut être entre 0 et 4, de préférence entre 0 et 2, de préférence encore entre 0 et 1 et plus particulièrement entre 0,05 et 0,50.La vapeur d'eau permet la manipulation des mélanges oxygène/hydrocarbures avec un degré de sécurité plus important et permet l'augmentation simultanée de la sélectivité en produits de couplage et de la conversion du méthane dans l'étape d'oxydation sélective du méthane. La deuxième étape du procédé, étape (b), consiste à consommer l'oxygène moléculaire par une réaction d'oxydation catalytique sélective à des températures au moins supérieures à 6500C, de préférence supérieures à 7500C et de préférence encore supérieures à 8000C. Généralement la pression est entre 1 et 15 bars, préférentiellement entre 1 et 10 bars et plus particulièrement entre 1 et 4 bars. Cette réaction, généralement appelée couplage oxydant du méthane, est effectuée en présence d'un catalyseur stable à haute température. Les catalyseurs stables à haute température sont généralement ceux qui contiennent au moins un oxyde réfractaire tel que la magnésie, l'oxyde de calcium, l'oxyde de strontium et les autres oxydes trouvés dans le tableau 3 de l'article paru dans Appl. Catal., vol. 67 (1990) 47. Les catalyseurs d'un intérêt particulier pour le couplage oxydant du méthane sont, entre autres, ceux décrits dans le brevet français (2 629 451), et dans les articles parus dans Appl. Catal., vol. 67 (1990) 47 et Chem. Soc. Rev., vol. 18 (1989) 251. L'étape d'oxydation sélective peut être effectuée dans un réacteur à lit fixe, un réacteur à lit mobile ou un réacteur à lit transporté. L'utilisation d'un réacteur à lit fixe est particulièrement avantageuse dans le cas où le catalyseur n'a pas de bonnes propriétés de résistance mécanique et pour des conversions par passe du méthane relativement faibles, par exemple inférieures à 20 Wo. Les réacteurs à lit mobile, tels que ceux à lit bouillonnant ou à lit transporté, sont très intéressants à mettre en oeuvre quand la conversion par passe est, par exemple, supérieure à 20 ,to. La circulation du catalyseur permet un meilleur contrôle de la température par échange thermique entre la charge, le catalyseur et les effluents. Quel que soit le réacteur utilisé pour l'étape d'oxydation sélective du méthane, cette étape d'oxydation sélective est fortement exothermique. Donc, il est très important d'abaisser la température de l'effluent pour limiter la formation d'acétylène et de coke qui peuvent être formés aux temps de contact élevés à température élevée. Pour cette raison il est souvent avantageux d'injecter, dans cet effluent chaud, au moins une partie de la deuxième fraction, composée d'alcanes supérieurs C+2 appauvris en méthane, provenant de la première étape. Les hydrocarbures C2+, généralement paraffiniques, servent à abaisser la température en effectuant une trempe thermochimique, autrement dit : ils absorbent la chaleur dégagée par l'étape d'oxydation et sont transformés en oléfines et en hydrogène. La troisième étape, étape (c), consiste à additionner au moins en partie les paraffines C2+ obtenues à l'étape (a) dans l'effluent d'oxydation sélective du méthane quand au moins 80 %, et de préférence au moins 95 ,to, de l'oxygène moléculaire introduit à l'étape (b) ont déjà été consommés dans la deuxième étape. n y a trois avantages pour ce mode opératoire:: (a) il n'est pas nécessaire d'opérer, dans l'étape (b) d'oxydation sélective du méthane, en présence des hydrocarbures C+2 plus oxydables que le méthane; (b) l'addition des hydrocarbures C2+ de l'effluent d'oxydation sélective du methane, après qu'au moins 80 ,Xo et de préférence au moins 95 % de l'oxygène moléculaire introduit à l'étape (b)aient déjà été con sommés, permet l'utilisation de la majorité de l'oxygène moléculaire pour l'activation du méthane et non pas pour la deshydrogénation des alcanes C2+ (c) l'addition des hydrocarbures C2+ dans l'effluent de l'oxydation sélective du méthane, après qu'au moins 80 % et de préférence au moins 95 ,Xo de l'oxygène moléculaire introduit à l'étape (b) aient déjà été consommés, permet la transformation par absorption de chaleur des alcanes C+2 en oléfines et en hydrogène, ce dernier pouvant être utilisé pour la récupération de carbone, par exemple en hydrogénant le CO en méthane. La quatrième étape, étape (d), consiste à maintenir la température des effluents combinés pendant un temps suffisamment long pour permettre de préférence l'obtention d'un rapport molaire éthylène/éthane d'au moins 1,2 et de préférence supérieur à 1,4. Au cours de cette étape, la température est adiabatiquement (avec apport de calories) maintenue entre généralement 8000C et 9500C, de préférence entre 8500C et 9000 C, le temps de séjour étant compris généralement entre 50 millisecondes et 10 secondes, de préférence entre 100 millisecondes et 2 secondes. Selon une méthode de production d'hydrocarbures liquides à partir du gaz naturel, qui ne fait pas partie de cette invention, les effluents gazeux sortant de la quatrième étape, étape (d), sont amenés à une température inférieure à 1000 C, comprimés et introduits dans le système de séparation. Le gaz comprimé est ensuite débarrassé de l'eau et du CO2 avant la réalisation d'une séparation des hydrocarbures supérieurs (C2, C2=, C3, C3= et hydrocarbures supérieurs) et des gaz légers (CO, H2, CH4).Les hydrocarbures supérieurs sont ensuite 1. séparés pour produire des oléfines, (éthylène, propylène et oléfines supérieures) et des alcanes recyclables, 2. oligomérisés et/ou aromatisés pour l'obtention des hydrocarbures liquides et des alcanes recyclables, ou 3. dimérisés pour produire des oléfines C+4 liquides et des alcanes recyclables. Selon la méthode de la présente invention, l'effluent provenant de l'oxypyrolyse, à l'état gazeux et contenant des gaz parmi lesqueIs des hydrocarbures tels que l'éthylène, l'éthane et le propylène, est avantageusement traité sur un catalyseur d'aromatisation. I1 est en effet d'un grand intérêt de valoriser ces hydrocarbures C2-C3 en produits liquides, grands intermédiaires pétrochimiques par exemple. Lesdits effluents de l'étape (d), qui sont ensuite utilisés pour la charge de l'étape (e), sont constitués 1. d'au moins 40 Wo et au plus 95 Wo en poids de l'ensemble méthane plus eau, 2. d'au moins 5 %, de préférence au moins 10 %, et de préférence encore au moins 15 Wo en poids de composés hydrocarbures non-paraffiniques, 3. moins de 1 %, de préférence moins de 0,5 %, et de préférence encore moins de 0,1 % en poids d'oxygène moléculaire, et 4. d'autres composés (en quantités variables dépendant de la charge initiale de l'étape (a) et des conditions de fonctionnement des étapes (a) à (d)), tels que: N2, CO, CO2, H2 et les alcanes C+2. La cinquième étape, étape (e), consiste, donc, à amener les effluents de l'étape (d) à une température comprise entre 3000C et 7500 C, et plus particulièrement entre 4500C et 6000C, puis l'effluent est mis en contact avec un catalyseur d'aromatisation qui permet la transformation, en partie au moins, des oléfines en hydrocarbures liquides. La transformation de ces oléfines et éventuellement, en partie au moins, des alcanes C2+ en hydrocarbures liquides peut avoir des conséquences importantes sur les dimensions du système de séparation. De plus, le groupement d'une unité chaude, telle que l'unité d'aromatisation, avec d'autres unités chaudes avant les étapes froides de séparation, a des conséquences positives sur l'investissement nécessaire pour l'ensemble opérationnel de valorisation du gaz naturel. L'invention possède deux avantages importants. La transformation au moins en partie des oléfines et éventuellement des alcanes C2+ en aromatiques avant d'entrer dans le système de séparation permet 1. la réduction des dimensions du système de séparation, 2. la réduction des utilités demandées grâce au regroupement d'une unité chaude (aromatisation) avec d'autres unités chaudes (oxydation, pyrol yse). Les exemples suivants non limitatifs illustrent différents modes de réalisation qui peuvent être employés pour obtenir des hydrocarbures liquides à partir du gaz naturel selon l'invention. Ces exemples sont illustrés par les figures 1 et 2. Une mise en oeuvre préférée de la présente invention consiste à utiliser un réacteur à lit bouillonnant pour les étapes d'oxydation sélective et de pyrolyse (oxypyrolyse) et un réacteur de type lit mobile pour l'aromatisation. Dans cette mise en oeuvre, le gaz enrichi en méthane (3) provenant de la séparation du gaz naturel (1) dans le séparateur (2) est mélangé à de l'oxygène moléculaire (5). Dans le cas où il est avantageux d'ajouter la vapeur d'eau dans la charge, celle-ci est généralement ajoutée au méthane ou à l'oxygène, ou au méthane et à l'oxygène avant de mélanger le méthane à l'oxygène. I1 est très important de contrôler la température du mélange gazeux avant qu'il entre dans le réacteur. Pour ceci, on peut chauffer indépendamment les gaz contenant le méthane (3) et l'oxygène (5) ou l'ensemble des gaz (6). Les gaz préchauffés à une température généralement inférieure à 7500C et de préférence inférieure à 6000C, sont mis en contact avec le catalyseur de couplage oxydant du méthane dans la partie inférieure (7a) du réacteur (7) sur la figure I ou dans la partie en amont (7a) du réacteur (7) sur la figure 2. Le catalyseur pour ce type de mise en oeuvre doit avoir une bonne résistance mécanique. La taille des particules est généralement entre 20 microns et 4 mm de diamètre. La taille des particules de catalyseur est variable en fonction des conditions opératoires de l'unité et en fonction de la densité du catalyseur. Bien qu'on ne puisse pas mentionner tous les catalyseurs du couplage oxydant du méthane potentiellement intéressants pour une application dans un réacteur à lit bouillonnant, on peut citer les catalyseurs décrits dans le brevet français (2 629 451), dans Appl. Catal., vol. 76 (1990) 47, dans Chem. Soc.Rev., vol. 18 (1989) 251, et par exemples des catalyseurs tels que : BaC03/Al203 (généralement, mais pas obligatoirement, en présence de quelques ppm d'une source de chlore dans la charge) ; Pb/Al2G3 (souvent en présence d'un métal alcalin et/ou un anion contenant du soufre ou du phosphore); des oxydes mixtes contenant Na, B, Mg et Mn (tels que NaB2Mg4Mn2Ox); La/MgO (souvent en présence d'un ou plusieurs oxydes des métaux alcalino-terreux et/ou alcalins et/ou d'autres oxydes de lanthanides, et éventuellement le bore) ; les combiniaisons Na ou K, un ou plusieurs oxydes des métaux alcalinoterreux, et éventuellement le bore; des perovskites MCe03 (ou M=Sr ou Ba) et les oxydes mixtes contenant du thorium ou du yttrium. Après avoir subi l'oxydation sélective dans le réacteur (7) et à un endroit où au moins 80 Wo de l'oxygène moléculaire introduit à l'étape (b) ont été consommés, une partie au moins de la fraction du gaz enrichie en alcanes C2+ (4) est additionnée dans le réacteur. L'ajout de cette fraction peut être effectué dans le lit expansé du catalyseur (figure 1) ou à un niveau supérieur au catalyseur (telle que dans la zone de désengagement). Après un temps de résidence suffisamment long, dans le réacteur (étape (d) du procédé), pour obtenir le taux d'oléfines désiré, les gaz sont conduits par la ligne (8) à un échangeur (9) où la température de ces gaz est abaissée à une température comprise entre 3000C et 7500 C, et plus particulièrement entre 4500C et 6000C. Lesdits effluents sont ensuite envoyés sur la figure 1 par la ligne (10) vers le réacteur d'aromatisation (lac). Si la pression de fonctionnement du réacteur d'aromatisation (llc) est supérieure à la pression dans la ligne (10), lesdits effluents peuvent être avantageusement comprimés à ce moment. Dans la figure 1, le réacteur d'aromatisation (lac), dans une des mises en oeuvre préférées, reçoit la charge à aromatiser avec du catalyseur frais par la partie supérieure du réacteur. De cette manière, le catalyseur désactivé par cokage est enlevé en bas du réacteur. Le catalyseur désactivé subit ensuite une régénération en (ils) avant d'être chargé à nouveau par la ligne (13) dans la partie supérieure du réacteur (lac). La charge, entrant dans le réacteur, est mise en contact avec le catalyseur d'aromatisation. Tous les catalyseurs connus d'aromatisation conviennent pour la présente invention. Le catalyseur d'aromatisation est mis en oeuvre pour la réaction d'aromatisation des gaz d'oxypyrolyse. Cette réaction revêt un intérêt particulier car elle permet de valoriser des hydrocarbures gazeux en des produits liquides à plus haute valeur ajoutée (benzène, toluène, xylènes principalement). La charge, effluent d'oxypyrolyse et contenant, parmi d'autres composés, de l'éthylène et/ou de l'éthane et/ou du propylène, est mise en contact avec le catalyseur d'aromatisation à une température comprise entre 3000C et 7500 C, et plus particulièrement entre 4500C et 6000 C, et avec un débit massique horaire de charge par rapport au poids de catalyseur (PPH) compris entre 0,5 et 150 h-l, de préférence entre 2 et 80 h-l. La pression de fonctionnement sera avantageusement comprise entre 1 et 18 bars, et de préférence entre 1 et 12 bars. L'effluent dudit réacteur d'aromatisation (lac), enrichi en produits aromatiques, est transféré par le conduit (12) vers un système de séparation. Une autre mise en oeuvre préférée de la présente invention consiste (figure 2) à utiliser un réacteur à lit fixe (7) pour les étapes d'oxydation sélective et de pyrolyse, de préférence mais pas nécessairement dans la même enceinte (donc ici 2 zones distinctes 7a et 7b). Selon une technique particulière (cf figure 2), l'aromatisation peut être effectuée dans au moins un réacteur décrit par (1 la) et (lob), pouvant être mis "hors circuit" pour régénérer le catalyseur qu'il contient ("swing reactor" en langue anglaise). Dans cette mise en oeuvre de la présente invention, les catalyseurs utilisés pour l'oxydation sélective du méthane et l'aromatisation en partie au moins des oléfines, et éventuellement en partie des alcanes c2, ne doivent pas nécessairement être très résistants à l'attrition. I1 convient, donc, que les catalyseurs soient utilisés sous forme d'extrudés, de concassés ou de grains. Tous les catalyseurs pour une application dans un réacteur à lit bouillonnant peuvent être utilisés pour une application dans un réacteur à lit fixe. Le catalyseur pour ce type de mise en oeuvre ne nécessite pas une résistance mécanique particulièrement élevée. Dans le cas où il est avantageux d'ajouter la vapeur d'eau dans la charge, celleci est généralement ajoutée au méthane ou à l'oxygène, ou au méthane et à l'oxygène avant de mélanger le méthane à l'oxygène. Il est très important de contrôler la température du mélange gazeux avant qu'il entre dans le réacteur. Pour ceci, dans le cas d'un réacteur à lit fixe, on chauffe indépendamment les gaz contenant le méthane (3) et l'oxygène (5) avant que le méthane soit mélangé à l'oxygène. Le mélange entre le méthane l'oxygène est effectué dans l'enceinte du réacteur (7) avant contact avec le catalyseur. Le mélange étant effectué dans le réacteur, le conduit (6) n'est éventuellement pas nécessaire pour cette mise en oeuvre. Néanmoins, il est souvent avantageux qu'une partie du préchauffage des gaz soit effectuée dans le réacteur. L'eau présente dans la charge est capable de recevoir, par rayonnement thermique, des calories dégagées par le catalyseur. Donc, par cette méthode une partie du préchauffage peut être effectuée dans le réacteur d'oxydation. Les gaz, préchauffés à une température généralement inférieure à 7500C et de préférence inférieure à 6000 C, sont ensuite mis en contact avec le catalyseur du couplage oxydant du méthane dans le réacteur (7). Après avoir subi l'oxydation sélective dans le réacteur (7) et à un endroit où au moins 80 % de l'oxygène moléculaire introduit à l'étape (b) ont été consommés, au moins une partie de la fraction du gaz enrichie en alcanes C+ (4) est ajoutée dans le réacteur. L'endroit d'ajout de cette fraction se situe généralement après le lit catalytique pour raison de simplicité d'opération. Après un temps de résidence suffisamment long pour obtenir le taux d'oléfines désiré (rapport molaire éthylène/éthane d'au moins 1,2), le gaz est acheminé vers le réacteur d'aromatisation par les lignes (8) et (10) au travers de l'unité (9). L'ensemble du réacteur d'aromatisation, décrit par (1 la) et (1 lob), fonctionne en discontinu. La partie (1 la) de l'ensemble du réacteur, par exemple, reçoit le gaz à aromatiser à une température et pendant un temps suffisamment long pour transformer une partie au moins des oléfines, et éventuellement une partie des alcanes C+, en aromatiques. Pendant une période, au moins, de cette transformation dans la partie (lia) de l'ensemble de réacteur, la partie (lob) est mise en régénération pour enlever le carbone qui s'est déposé sur le catalyseur durant le cycle précédent. Après cette étape de régénération, la partie (llb) est remise en serviceet ainsi de suite. L'effluent aromatisé dans le réacteur d'aromatisation (Ila et llb) est ensuite envoyé vers le système de séparation par la ligne (12). REVENDICATIONS 1/ Procédé de production d'hydrocarbures liquides à partir du gaz naturel caractérisé en ce que (a) on sépare le gaz naturel en, au moins deux fractions, une première fraction du gaz enrichie en méthane et une deuxième fraction enrichie en alcanes C+ (éthane, propane et alcanes supérieurs), (b) on oxyde sélectivement au moins une partie du méthane par de l'oxygène moléculaire en présence d'un catalyseur de couplage oxy dant du méthane, (c) on mélange, au moins en partie, la fraction enrichie en alcanes C+ à l'effluent de l'étape d'oxydation sélective quand au moins 80 Wo de l'oxygène moléculaire introduit à l'étape (b) ont déjà été consommés dans l'étape (b), (d) on pyrolyse le mélange résultant de l'étape (c), (e) après avoir amené la température du mélange de l'étape (d) à une température comprise entre 3000C et 7500 C, on transforme, en partie au moins, les oléfines, et éventuellement en partie des alcanes C+2, en aromatiques en présence d'un catalyseur d'aromatisation. 2/ Procédé selon la revendication 1 dans lequel, au cours de l'étape (e), la température du mélange de l'étape (d) est amené à une température comprise entre 4500C et 6000C. 3/ Procédé selon l'une des revendications 1 et 2 dans lequel, à l'issue de l'étape (a), une partie au moins de la première fraction (fraction méthane) est mélangée avec de l'oxygène dont la teneur peut atteindre 0,4 mol d'oxygène moléculaire par mole de carbone. 4/ Procédé selon la revendication 3 dans lequel le mélange renferme une quantité molaire de vapeur d'eau comprise entre 0 et 4 par rapport au méthane. 5/ Procédé selon l'une des revendications 1 à 4 dans lequel au moins une partie de la deuxième fraction (C2+) obtenue à l'étape (a) est injectée dans la zone d'oxydation sélective du méthane (étape (b)). 6/ Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 dans lequel, au cours de l'étape (d), on maintient la température des effluents combinés obtenus à l'étape (c) jusqu'à l'obtention par pyrolyse d'un rapport molaire éthylène/éthane d'au moins 1,2, ladite température étant comprise entre 8000C et 9500C, avec un temps de séjour compris entre 50 millisecondes et 10 secondes.