FR 2896805 A1 20070803 FR 0752997 A 20070201 Domaine de l'invention L'invention concerne un procédé de réalisation de réactions avec catalyse hétérogène, de préférence pour l'hydrogénation de graisses et huiles naturelles et leurs dérivés, en particulier d'esters méthyliques d'acides gras en alcools gras de préférence saturés, dans un réacteur à lit fixe, en mettant en oeuvre le procédé dans au moins un réacteur principal qui contient une quantité plus élevée de catalyseur, et dans au moins un réacteur auxiliaire en amont du réacteur principal, qui contient une quantité moins élevée de catalyseur. Etat de la technique On peut, pour illustrer l'état de la technique, citer les ouvrages suivants : [1] Gritz, E. : Fat hydrogenation, Handbook of heterogeneous catalysis, tome 5, pages 2221 - 2231 ; édité par Ertl. G. ; Knôtzinger, H. et Weitkamp, J. VCH, Weinheim, 1997. [1B] Methanol Synthesis , J.B. Hansen dans Handbook of heterogeneous catlysis, tomt. 4, Pages 1859 - 1860, édité par Ertl.G. Knôtzinger, H. et Weitkamp, J. VCH, Weinheim, 1997. [2] Rieke R.D. et ses collaborateurs : FAME hydrogenation to fatty alcohol Part. I ; Correlation between catalyst properties and activity / selectivity, JAOCS, tome. 74, n 4, pages 333 - 339, 1997. [3] Schneider, M ; Kochloeffl, K ; Erbe, J.: Die Anwendung von Kupferchromit-Katalysatoren in der Hydrierung von Fettsâureestern zu Fettalkoholen, Fett Wissenschaft Technologie, tome 39, pages 508 - 512, 1987 [4] Thakur, D.S. ; Roberts, B.D. ; White, G.T. ; Rieke, R.D.: Fatty Methyl Ester Hydrogenation to Fatty Alcohol : Reaction Inhibition by Glycerine and Monoglyceride, JAOCS, tome 76, n 8, pages 995 - 1000, 1999. [5] Twigg, M.V. ; Spencer, M.S. : Deactivation of copper metal catalysts for methanol decomposition, methanol steam reforming and methanol synthesis, Topics in Catalysis, tome 22, N 3-4, 2003, et Appl. Catal., tome 212, pages 161 - 174, 2001. [6] Voeste, T/ ; Buchhold, H. : Production of fatty alcohols from fatty acids, JAOCS, tome 61, n 2, pages 350 - 352, 1984. L'hydrogénation avec catalyse hétérogène d'esters méthyliques d'acides gras (en abrégé EMAG) en alcools gras saturés dans des réacteurs à lit fixe présente l'avantage particulier qu'une conversion presque complète du produit de départ en le produit souhaité est en principe possible, sans pertes importantes de sélectivité par suite de la poursuite de l'hydrogénation en hydrocarbures ou à cause de réactions secondaires indésirables. Dans la pratique, on observe en réalité, au cours d'une campagne de production, une désactivation importante du catalyseur io hétérogène (par exemple, Cu-Cr) qui peut être attribuée aux influences suivantes : 1. désactivation de la surface catalytique active par des composés de S, Cl, et P (5), 2. frittage de la surface de Cu active sous l'effet de températures locales 15 élevées (5), (1B), 3. extraction des espèces actives par formation de savons de cuivre et attaque de la matrice par formation de savons de zinc dans le cas des catalyseurs à base de Cu-Zn et une teneur élevée en acides gras libres. (2), (3), 20 4. désactivation réversible, par exemple, par des traces de glycérine libre, monoglycérides et eau (4). La durée de vie moyenne du catalyseur en lit fixe, dans le cas d'une production industrielle d'alcools gras, est d'environ 60 à 120 jours (1). Le frittage du catalyseur peut être évité en activant le cataly- 25 Beur à des températures modérées (par exemple au maximum 200 C) (1B), de telle sorte qu'une désactivation par suite du frittage au cours de la période de production se trouve fortement limitée. En outre, une bonne dispersion du catalyseur conduit à un plus faible frittage. Par ailleurs, un vieillissement par suite de la présence d'impuretés dans les 30 matières premières, c'est-à-dire des poisons de catalyseur, peut être évité en utilisant exclusivement des fractions d'EMAG particulièrement préparées, c'est-à-dire purifiées. On observe cependant, dans la pratique, comme cela est connu d'après la citation bibliographique indiquée en premier, un 35 vieillissement lent du catalyseur sur plusieurs mois. La perte d'activité du catalyseur peut être compensée par les mesures suivantes afin de conserver des taux de conversion élevés pour une sélectivité quasiment pas réduite : 1. augmentation de la température à l'entrée du réacteur ou dans l'enveloppe du réacteur, 2. abaissement du débit de liquide. L'augmentation de la température est limitée pour deux raisons. Premièrement, une température élevée favorise la formation d'hydrocarbures dont la concentration maximale dans un produit destiné à la vente ne doit pas être dépassée. Deuxièmement, une augmentation de la température moyenne présente le risque que l'activité du catalyseur se trouve encore diminuée par un frittage accru. Même la dernière mesure citée se heurte à des limites car un abaissement de la VSHL (vitesse spatiale horaire de liquide) provoque une diminution di- 15 recte du rendement espace - temps. En outre, le mouillage se dégrade en général, de sorte que le réacteur ne fonctionne plus, dans le cas de débits plus faibles avec le rendement optimal. Le moment auquel la charge de catalyseur est renouvelée dépend ainsi des conditions de principe économiques. En général, le 20 cycle de production peut être articulé en les phases suivantes : 1. remplissage, 2. activation de la charge de catalyseur, 3. mise en service, 4. production dans des conditions de fonctionnement optimales, 25 5. abaissement du débit pour compenser la désactivation du catalyseur, 6. augmentation de la température comme compensation supplémentaire du vieillissement du catalyseur, 7. arrêt de l'installation et vidage du réacteur. 30 Afin d'augmenter la durée de séjour du catalyseur dans le réacteur, on place comme cela est connu, en amont du réacteur, un réacteur auxiliaire (5) ( guard bed ). Le produit à hydrogéner est donc d'abord dirigé à travers le réacteur auxiliaire, qui piège une grande partie des constituants nocifs pour le catalyseur (poisons de catalyseur), et 35 ne passe qu'ensuite dans le réacteur principal. Etant donné que, dans ce réacteur auxiliaire, la concentration en ester méthylique d'acide gras est maximale et, de ce fait, la vitesse de réaction particulièrement élevée, il se dégage une quantité de chaleur particulièrement élevée du fait de la réaction exothermique, de sorte que le frittage est particulièrement fort dans ce réacteur auxiliaire amont. Ainsi, le réacteur principal est également soulagé par le réacteur auxiliaire en ce qui concerne le frittage. L'inconvénient est cependant, dans l'état de la technique, que le catalyseur se trouvant dans le réacteur auxiliaire est consommé particulièrement rapidement. Pour le remplacement du catalyseur, soit l'installation doit être arrêtée, soit le produit doit, ce qui constitue un inconvénient, être à nouveau envoyé directement à travers le réacteur principal au prix d'une désactivation renforcée inopportune du catalyseur dans le réacteur principal. En outre, dans ce cas, à cause de la quantité totale réduite de catalyseur, le débit doit être réduit car une conversion pratiquement complète de l'éther méthylique d'acide gras en alcool gras est nécessaire pour éviter des difficultés ultérieures lors du traitement du mélange réactionnel. Troisièmement, le remplacement du réacteur auxiliaire par un deuxième réacteur auxiliaire avec une charge de catalyseur fraîche serait en principe possible. L'inconvénient, dans ce cas, serait l'utilisation seulement à moitié de la capacité totale des deux réacteurs auxiliaires car il n'y a toujours qu'un seul réacteur auxiliaire en service. But de l'invention Dans ce contexte, le but de l'invention est de permettre, avec le procédé indiqué en introduction, une production ininterrompue pendant un temps particulièrement long avec une conversion complète pour des débits élevés, sans qu'un changement du catalyseur dans le réacteur principal soit nécessaire. Exposé de l'invention Ce problème est résolu selon l'invention, dans le cas du procédé cité en introduction, en utilisant au moins deux réacteurs auxiliaires, de telle sorte qu'un des réacteurs auxiliaires soit toujours placé en amont du réacteur principal ou d'au moins un des réacteurs principaux, de telle sorte que l'autre réacteur auxiliaire soit disposé en aval du réacteur principal ou que la charge de catalyseur de cet autre réacteur auxiliaire soit renouvelée. L'ordre de succession du couplage cyclique des réacteurs assure que : 1. il y a toujours un réacteur auxiliaire qui joue le rôle de pré-réacteur, et 2. le deuxième réacteur auxiliaire est toujours, dans la mesure du possible, utilisé comme post-réacteur et sert de réserve toujours disponible, c'est-à-dire activée, pour le pré-réacteur et en même temps pour l'augmentation du débit total sans que l'activité du lit fixe soit réduite. Chaque autre réacteur auxiliaire sert donc de réserve pour le remplacement si le réacteur auxiliaire disposé en amont doit être retiré de la production, c'est-à-dire arrêté, pour le remplacement du lit de catalyseur, de sorte qu'il y a toujours un réacteur auxiliaire en amont du réacteur principal et que l'alimentation n'est jamais intro- duite directement dans le réacteur principal. En outre, la capacité totale de tous les réacteurs auxiliaires est utilisée presque tout le temps (à part le renouvellement du catalyseur). Selon l'invention, les réacteurs à lit fixe catalytiques sont couplés de manière cyclique pour optimiser la durée de séjour du cata- lyseur, en particulier dans le cas d'hydrogénations avec un degré de conversion complet ou presque complet. Le cycle de production connu peut donc être rendu optimal, selon l'invention, grâce au couplage cyclique des réacteurs, comme cela est indiqué plus loin de manière encore plus détaillée. Il a été indiqué que, dans la pratique, déjà une faible désactivation de la charge de catalyseur rend nécessaire un abaisse-ment du débit de liquide pour pouvoir maintenir la conversion complète. Il est typique, pour le procédé selon l'invention, qu'un à deux réacteur(s) principal(aux) soi(en)t déchargé(s) par un couplage cyclique de réacteurs auxiliaires plus petits et qu'ainsi la durée de séjour des lits de catalyseurs dans les réacteurs principaux se trouve considérable- ment prolongée. L'avantage des réacteurs auxiliaires plus petits réside dans le fait qu'ils peuvent être couplés de manière plus flexible et peu-vent être activés plus rapidement, c'est-à-dire dans des cycles plus courts. Il est ainsi possible : - d'utiliser toujours au moins un réacteur auxiliaire pour la protection du réacteur principal, et - pendant l'activation d'un réacteur auxiliaire, de n'abaisser que très peu le débit de liquide et de ne réduire ainsi que très peu le rende- ment, et - d'utiliser de manière optimale la capacité des deux réacteurs auxiliaires. Le couplage cyclique des réacteurs qui vient d'être indi- qué présente au total, pour la production, les avantages suivants : 1. prolongation de la durée de séjour pour une grande partie de la charge de catalyseur, 2. raccourcissement de l'arrêt de production grâce à des temps de montage réduits au minimum, 3. augmentation du rendement espace-temps, 4. les plans d'entretien peuvent être intégrés de manière flexible dans le planning de production. En principe, les grandeurs des réacteurs principaux et auxiliaires peuvent être optimisées sur le plan économique de manière rigoureuse. A cet effet, d'une part, la cinétique de réaction du catalyseur frais utilisé concernant l'hydrogénation concrète doit être connue, et d'autre part, une relation empirique pour le vieillissement du catalyseur est nécessaire. En outre, il faut tenir compte des différents éléments de coûts de production dans les conditions limites de l'optimisation. A partir de ces considérations préalables, s'ouvre un potentiel considéra- ble pour l'optimisation de l'hydrogénation avec catalyse hétérogène d'EMAG en alcools gras saturés. Dans la condition limite (condition préalable) dans laquelle une conversion complète ou presque complète doit toujours avoir lieu, le réacteur auxiliaire disposé en aval du réacteur principal sert à atteindre une conversion complète pour un débit relativement élevé. Si, en cas de changement de catalyseur dans le cas d'un réacteur auxiliaire, le réacteur auxiliaire aval fait défaut, il ne faut par suite, pour respecter la condition qui est celle d'une conversion complète, réduire que très peu le débit. A part les très faibles diminutions et aug- mentations du débit, on a, selon l'invention, l'avantage, qui n'est pas à sous-estimer dans la pratique, de pouvoir maintenir des conditions de production constantes pendant une période considérablement plus longue que dans l'état de la technique. Il en résulte une sécurité de planification très élevée pour la production. Le réacteur principal a en effet, selon l'invention, une durée de séjour représentant un multiple de celle du réacteur utilisé dans l'état de la technique. Le catalyseur ne doit que très rarement être remplacé dans le réacteur principal. Ce changement de catalyseur du réacteur principal n'est donc pas mentionné dans les exemples cités ci-dessous pour le couplage cyclique. io Un autre avantage du procédé selon l'invention réside dans la mise à disposition d'un autre degré de liberté pour les conditions de production en plus des degrés de liberté habituels que sont la température et le débit. Le troisième degré de liberté est désormais la manière de coupler les réacteurs auxiliaires avec le réacteur principal 15 ou avec les plusieurs réacteurs principaux. Si l'on utilise deux réacteurs principaux, conjointement avec deux réacteurs auxiliaires, comme cela est encore expliqué ci-après dans le détail dans un exemple de réalisation, on peut en même temps aussi bien traiter un produit de départ préparé contenant relativement 20 peu de composants nocifs pour le catalyseur dans un réacteur principal, ce réacteur principal fonctionnant sans réacteur auxiliaire disposé en amont. Dans le deuxième réacteur principal, un produit de plus mauvaise qualité, c'est-à-dire contenant une quantité considérablement plus élevée de composants nocifs pour le catalyseur, peut être traité en 25 travaillant dans ce cas cependant toujours avec un réacteur auxiliaire en amont. Les réacteurs principaux peuvent dans ce cas échanger, au cours d'un cycle de production, le type de leurs produits, de sorte que chacun des réacteurs principaux peut traiter parfois un bon produit et parfois un plus mauvais produit, dans ce cas toujours avec un réacteur 30 auxiliaire disposé en amont. Le procédé selon l'invention peut être appliqué non seulement pour la production d'alcools gras à partir d'esters méthyliques d'acides gras, mais aussi : - pour l'hydrogénation de triglycérides, en particulier des graisses et 35 huiles naturelles, comme l'huile de palmiste, l'huile de palme, l'huile de coco, etc. en alcools gras saturés et en propanediol -1,2 avec des catalyseurs comme les catalyseurs au CuCr, avec comme promoteurs du Mn et/ou du Ba, - pour le durcissement de graisses avec des catalyseurs comme le Pd ou le Pt, - pour l'hydrogénation d'esters d'acides gras en aldéhydes avec des catalyseurs comme ZrO2 avec comme promoteurs du Lat 03 et/ ou de l'oxyde de chrome, ou avec du ZnO comme catalyseur. L'invention n'est pas non plus limitée au type du catalyseur utilisé. Peuvent être utilisés, par exemple, dans le cas de l'hydrogénation d'EAMG en alcools gras saturés : Cu/ZnO Cu/ZnO/SiO2 Cu/ZnO/Al2 03 15 Cu/ZnO/Fe2O3 Cu/MnO/Al2 03 Cu/Bi2 03 /Si02 CuCr avec comme promoteurs du Ba et/ou du Mn Cu/Fe/Al. 20 Il est important pour l'invention de ne pas utiliser qu'un seul réacteur auxiliaire, mais au contraire, en plus, un deuxième réacteur auxiliaire, qui est en règle générale disposé derrière le réacteur principal et, en cas de remplacent du catalyseur du pré-réacteur, assume sa fonction. Dans l'invention, le changement cyclique du couplage 25 avec un changement correspondant du mode de fonctionnement des réacteurs auxiliaires, à savoir le positionnement devant ou derrière le réacteur ou l'arrêt lors du remplacement du lit de catalyseur est en outre important. Après chaque cycle, on peut recommencer avec le même cycle. 30 Dans une variante particulièrement préférée de l'invention, il est proposé de travailler avec un réacteur principal et deux réacteurs auxiliaires (voir figures 2 à 5). Dans ce cas, on utilise de préférence, dans la phase 1 du cycle de production, un réacteur auxiliaire comme pré-réacteur en amont du réacteur principal et l'autre 35 réacteur auxiliaire comme post-réacteur en aval du réacteur principal. Dans la phase 2 suivante, on renouvelle la charge de catalyseur du réacteur auxiliaire utilisé comme pré-réacteur jusque là et on l'active, et on utilise le réacteur auxiliaire, utilisé comme post-réacteur jusque là, comme pré-réacteur. Dans la phase 3 suivante, on utilise le réacteur auxiliaire avec la charge de catalyseur renouvelée et activée comme post-réacteur. Dans la phase 4 suivante, on renouvelle et on active la charge de catalyseur du réacteur auxiliaire utilisé comme pré-réacteur jusque là et on utilise le réacteur auxiliaire, utilisé comme post-réacteur jusque là, comme pré-réacteur. Ensuite, on recommence le cycle en commençant avec la phase 1. Pour atteindre un débit le plus élevé possible avec en même temps une conversion complète ou presque complète, on met en oeuvre de préférence le procédé cité dans la phase 1 et la phase 3 avec un débit de liquide maximal et, dans la phase 2 et la phase 4, avec un débit de liquide réduit, en particulier très faiblement, pour compenser la quantité totale réduite de catalyseur dans la phase 2 et la phase 4. Si l'on utilise, dans une autre variante du procédé selon l'invention, non seulement un réacteur principal mais au contraire deux réacteurs principaux et, comme jusque là deux réacteurs auxiliaires, il est proposé de traiter en même temps un produit plus pur, par exemple préparé, et un produit moins pur, (voir figures 6 à 11). De préférence, les deux réacteurs principaux sont de construction identique et si grands que le couplage en série ne serait pas judicieux à cause de la perte de pression trop élevée qui se produi- rait alors, car le débit de liquide ne pourrait pas être élevé jusqu'à des valeurs pour lesquelles se trouve encore atteinte une conversion complète. Dans ce cas, on introduit le produit plus pur directement sans pré-réacteur et le produit moins pur toujours avec pré- réacteur en amont dans chacun des réacteurs principaux. On utilise de préférence, comme matière particulièrement préparée, un EMAG de la fraction C12/ 14. Etant donné que, pour cette fraction, par suite d'un indice d'iode II 1, l'enthalpie de réaction et donc l'augmentation de température maximale dans le réacteur sont moins marquées, il ne se produit pratiquement pas de désactivation par suite du frittage. Etant donné que, dans le cas d'une matière particulièrement préparée, la désactivation par suite de poisons de catalyseur est également négligeable, on peut pour ce cas renoncer à un pré-réacteur. C'est pourquoi on peut prévoir nettement un réacteur principal pour les fractions en C12-/ 14 et affecter l'autre réacteur principal aux fractions en C12-C22 ou C16-C22, etc. avec un indice d'iode II 10. Dans le der-nier cas, le risque de frittage à l'entrée dans le lit fixe, par suite de l'indice d'iode élevé et partant du dégagement de chaleur accru, est beaucoup plus fortement marqué. En outre, il est proposé de ne traiter, lors du renouvelle-ment et de l'activation de la charge de catalyseur de l'un ou de l'autre réacteur principal, que le produit moins pur (s'il est disponible), un réacteur auxiliaire étant couplé en pré-réacteur et l'autre réacteur auxiliaire l'étant en post-réacteur. Si, dans le cas où il y a deux réacteurs principaux, ces deux réacteurs principaux et les deux réacteurs auxiliaires sont en service, il est en outre proposé d'utiliser, pour le traitement du produit moins pur, un pré-réacteur et pour le traitement du produit plus pur, un post-réacteur, c'est-à-dire pour augmenter le débit pour une couver- Sion toujours complète. Enfin, dans ce cas des deux réacteurs principaux, on travaille de préférence en fonction de la quantité de catalyseur utilisée avec un débit de liquide maximal ou réduit. On peut, d'une manière semblable, mettre en oeuvre le procédé avec trois, quatre réacteurs principaux et davantage. Dans tous les cas, il est avantageux que les réacteurs auxiliaires soient conçus sous la forme de réacteurs à cuve qui exigent des coûts d'investissement particulièrement faibles, et que le ou les réacteur(s) principaux soient conçus, au choix, sous la forme de réac-teurs à faisceau tubulaire ou de réacteurs à cuve, les réacteurs à faisceau tubulaire présentant l'avantage d'une répartition de température particulièrement régulière dans le lit de catalyseur. Les réacteurs à cuve sont plus intéressants dans le cas d'un indice d'iode faible du produit de départ. Les réacteurs à faisceau tubulaire sont intéressants dans le cas d'indices d'iode élevés du produit de départ ou d'une enthalpie de réaction élevée, par exemple dans le cas de l'hydrogénation de triglycérides en alcools gras et en propanediol-1,2. On atteint ainsi une rentabilité particulièrement élevée part rapport aux coûts d'investissement et cependant une marche très efficace avec un débit élevé pour une con- version néanmoins complète. Dessins Deux exemples de réalisation de l'invention ainsi que l'état général de la technique concernant la production d'alcools gras vont être expliqués ci-après à l'aide de dessins, dans lesquels : - la figure 1 est un schéma d'une installation pour la production d'alcools gras à partir d'esters méthyliques d'acides gras par hydrogénation en lit fixe, sans réacteur auxiliaire, selon l'état de la technique, - la figure 2 est un schéma de la phase 1 d'un couplage cyclique d'un réacteur principal avec deux réacteurs auxiliaires plus petits selon une première réalisation selon l'invention, pour la production d'alcool gras par hydrogénation d'ester méthylique d'acide gras, - la figure 3 illustre la phase 2 du couplage selon la figure 2, - la figure 4 illustre la phase 3 du couplage selon les figures 2 et 3, - la figure 5 illustre la phase 4 du couplage selon les figures 2 à 4, - la figure 6 illustre la phase 1 d'un couplage cyclique de deux réacteurs principaux et deux réacteurs auxiliaires selon un deuxième exemple de réalisation selon l'invention, également pour la production d'alcool gras par hydrogénation d'ester méthylique d'acide gras, - les figures 7 à 11 illustrent les phases 2 à 6 du couplage selon la figure 6. Dans tous les dessins, les mêmes lettres et chiffres de référence ont la même signification et ne sont donc explicités, le cas échéant, qu'une seule fois. Description de l'invention La figure 1 représente un schéma du procédé connu appelé procédé Henkel pour la production d'alcools gras (AG) saturés à partir d'esters méthyliques d'acides gras (EMAG) avec utilisation d'un catalyseur (C) en lit fixe contenant du cuivre par hydrogénation sous haute pression (1). A des températures de 200 à 250 C et sous une pression d'hydrogène de 200 à 300 bars, l'ester méthylique d'acide gras (EMAG) est introduit au moyen de la pompe d'alimentation 1 par l'intermédiaire d'un réchauffeur 2, en tête d'un réacteur à lit fixe R. Une grande partie de l'hydrogène H2 en circulation (gaz de circulation) trans- porte les produits en réaction à travers le réacteur. Le gaz de circulation est pompé en circuit fermé avec la pompe 3 avec un excès d'hydrogène par rapport à l'ester méthylique d'acide gras d'environ 600, dans une autre manière de procéder, entre 30 et 150 moles d'hydrogène par mole d'ester. Pour atteindre une température de réaction uniforme à l'intérieur du lit de catalyseur, Henkel KGaA, Düsseldorf, a proposé d'utiliser un réacteur à faisceau tubulaire (H.D. Komp., H.P. Kubersky, Alcools gras, Henkel, Düsseldorf, 1981). L'utilisation d'un réacteur à cuve serait cependant également possible, l'excès d'hydrogène étant de 50 à 150 moles par mole d'ester. Après avoir quitté le réacteur, le mélange de produits est refroidi dans le refroidisseur 4 et séparé dans le séparateur 5 en une phase gazeuse et une phase liquide. La phase gazeuse est purifiée et renvoyée à la pompe 3. La phase liquide est détendue dans l'installation 6 ( flash drum ) et refroidie pour récupérer du méthanol MeOH et séparer l'alcool gras AG du méthanol. Dans le procédé Henkel connu, on hydrogène très modérément et on obtient un alcool gras saturé d'une pureté élevée qui contient moins de 1 % d'hydrocarbures et autres sous-produits. Deux exemples de réalisation selon l'invention pour le couplage cyclique des réacteurs d'hydrogénation vont être expliqués individuellement à l'aide des figures 2 à 11. Comme dans la figure 1, le gaz en circulation H2 circule toujours à co-courant avec l'EMAG. Exemple de réalisation 1 : Une variante particulièrement préférée est représentée dans les figures 2 à 5. Dans ce cas, on travaille avec le nombre minimal de réacteurs, à savoir un réacteur principal R ainsi que deux réacteurs auxiliaires identiques plus petits Hl et H2. Les vannes représentées en couleur claire dans les dessins 7, 8, 9, 10, etc. sont ouvertes, les vannes représentées en couleur noire, 11, 12, 13, 14, 15, etc.., sont fermées. Il en va de même pour toutes les figures 2 à 11 ainsi que pour la figure 1. L'alternative préférée du couplage cyclique est caractérisée par les avantages suivants : • protection durable du réacteur principal par un réacteur auxiliaire, • coûts d'investissement minimum (deux modules H 1 et H2 de construction identique, exécution en cuve), • complexité minimale étant donné qu'il n'y a que trois réacteurs à coupler. Selon l'invention, les réacteurs auxiliaires H 1 et H2 sont couplés de manière cyclique et, le cas échéant, également les réacteurs R1 et R2 si plusieurs réacteurs principaux sont présents comme dans le deuxième exemple de réalisation. Le cycle de production pour le couplage alternant des trois réacteurs R, H1, H2, a lieu de la manière suivante. Phase 1 (figure 2) : Pendant la phase 1, on produit avec le volume de réacteur maximal, les réacteurs H1, R et H2 étant couplés en série. Dans ce cas, le réacteur auxiliaire H1 joue le rôle de pré-réacteur dans lequel des poisons de catalyseur contaminants peuvent être adsorbés. Phase 2 (figure 3) : Etant donné que la désactivation part des couches supérieures de la charge, la charge de catalyseur du réacteur auxiliaire H 1 doit être ensuite renouvelée et activée. Pendant ce temps-là, le réacteur auxiliaire H2 est couplé en tant que pré-réacteur, dont le lit fixe ne pré- sente pas jusqu'à maintenant de perte d'activité par le fait des poisons de catalyseur. Le débit de liquide dans la phase 2 doit être quelque peu réduit à cause de la capacité plus faible. Phase 3 (figure 4) : Le réacteur auxiliaire H 1 fraîchement activé est placé, dans la phase 3, d'abord derrière le réacteur principal afin de permettre une réserve en cas de poursuite de la désactivation du pré-réacteur H2. Pendant la phase 3, il n'y a pas à attendre de désactivation du réacteur auxiliaire H 1 car les températures, étant donné la conversion très avancée, sont basses et les contaminations sont piégées principalement dans le pré-réacteur. Le débit de liquide dans la phase 3 est comparable à celui existant dans la phase 1. Phase 4 (figure 5) : Pendant la phase 4, la charge du catalyseurdu réacteur auxiliaire H2 est renouvelée et activée alors que, par contre, la charge non affectée du réacteur auxiliaire H 1 est choisie comme lit fixe disposé en amont. Ensuite commence la période de production depuis l'avant avec la phase 1 (figure 2). Exemple de réalisation 2 : Le couplage cyclique de réacteurs peut aussi être élargi de manière analogue à deux réacteurs principaux de construction identique avec deux réacteurs auxiliaires (voir phases 1 à 6 dans les figures 6 à 11) Phase 1 (figure 6) : Dans ce cas, le catalyseur du réacteur principal R1 est renouvelé et activé. Cela est indiqué dans la figure 6 par le hachurage. Pendant cette activation, a cependant lieu une production, c'est-à-dire la production d'alcool gras, un produit de départ EMAG (alimentation) moins pur, pas particulièrement préparé, c'est-à-dire peu purifié, étant dirigé d'abord à travers le réacteur auxiliaire H 1 puis à travers le réacteur principal R2 et enfin à travers le réacteur auxiliaire H2 qui, dans cette phase et dans la phase 2, sert de post-réacteur. L'alimentation contient la proportion courante de poisons de catalyseur et présente un indice d'iode relativement élevé. Il s'agit d'EMAG de la fraction en C12- C18 ou C16-C18. Phase 2 (figure 7) : Dans ce cas, le catalyseur du réacteur principal R2 est renouvelé et activé. La réaction a lieu dans un couplage en série des réacteurs H 1, R1 et H2. A la différence de la phase 1 dans ce cas, seuls les rôles des réacteurs principaux R1 et R2 ont été échangés. Dans la phase 2 également, se trouve traité un produit de départ courant, c'est-à-dire relativement impur. Phase 3 (figure 8) : Maintenant, le catalyseur dans le réacteur auxiliaire H 1 est usé et est remplacé et activé. En même temps, la production conti- nue dans les deux réacteurs principaux R1 et R2 et avec le réacteur auxiliaire H2 comme pré-réacteur pour R1. Dans le réacteur auxiliaire H2 se trouve introduit un produit courant ou de plus mauvaise qualité. Dans le réacteur principal R2, se trouve introduit un produit de haute qualité, c'est-à-dire un produit particulièrement pur comportant peu de poisons de catalyseur et d'un indice d'iode faible. Il s'agit d'EMAG C12-C14. C'est pourquoi le réacteur principal R2 ne nécessite pas de réacteur auxiliaire comme pré-réacteur. Phase 4 (figure 9) : Dans ce cas, on travaille comme indiqué dans la phase 3. Le réacteur auxiliaire H 1 avec le catalyseur désormais frais sert dans ce cas, en plus, de post-réacteur pour le réacteur R2 dans lequel est traité le produit de haute qualité. Dans le cas de ce circuit de production, on peut donc travailler avec un débit accru car, dans ce cas, la quantité de catalyseur est augmentée par rapport à la phase 3. Phase 5 (figure 10) : Maintenant, le catalyseur, dans le réacteur auxiliaire H2 est usé et est renouvelé et activé. Le réacteur auxiliaire H 1 sert maintenant de pré-réacteur pour le réacteur principal R1 pour le traitement d'un produit de plus mauvaise qualité. Un produit de haute qualité, c'est-à-dire un produit plus pur est introduit directement dans le réacteur principal R2. Phase 6 (figure 11) : Maintenant, le catalyseur se trouvant dans le réacteur auxiliaire H2 est renouvelé et activé. Le réacteur auxiliaire H2 sert maintenant de post-réacteur pour le réacteur principal R2, dans lequel le produit de haute qualité est traité, de sorte que, dans ce circuit de production, on peut travailler avec un débit plus élevé car la quantité de catalyseur est maintenant plus élevée que dans la phase 5. Pour le reste, on travaille dans ce cas comme dans la phase 5. Dans le réacteur principal R1, on introduit en outre un produit de plus mauvaise qualité, le réacteur auxiliaire H 1 servant de pré-réacteur. Les couplages présentés sont en particulier avantageux pour l'hydrogénation sous haute pression d'esters méthyliques d'acides gras en alcools gras saturés sur des catalyseurs à base de Cu typique- ment utilisés (par exemple Cu-ZnO ou CuCr), car dans ce cas on s'efforce d'obtenir une conversion presque complète et le débit doit déjà être abaissé dans le cas d'une faible désactivation de catalyseur. L'hydrogénation des EMAG en alcools gras saturés est effectuée habi- tuellement sous des pressions situées entre 200 et 300 bars et à des températures situées entre 200 et 250 C. Dans ce cas, le débit de l'EMAG liquide correspond à une VSHL située entre 0,5 et 2,5 h - suivant le type et l'activité du catalyseur hétérogène utilisé). Ce couplage est également avantageux pour l'hydrogénation de triglycérides insaturés de graisses et d'huiles naturelles en alcools gras et en propanediol-1,2 ainsi que pour l'hydrogénation (durcissement) d'acides gras insaturés sur des catalyseurs en lit fixe à base de Pd. Dans le couplage, se trouvent intégrés, du fait du fonc- tionnement sous haute pression, des dispositifs particuliers destinés à assurer une marche en toute sécurité, dont il n'est pas traité ici de manière explicite, par exemple des soupapes de sécurité. Le couplage selon l'invention selon les figures 2 à 5 peut être inversé dans la pratique dans des conditions de haute pression en ne mettant en oeuvre que des moyens particulièrement peu importants. La complexité du couplage et le nombre de phases par cycle de production augmentent lorsque le nombre de réacteurs augmente.25 Liste des références 1 pompe 2 réchauffeur 3 pompe à gaz de circulation 4 refroidisseur 5 séparateur 6 installation flash drum 7,8,9,10 vanne ouverte 11,12,13,14,15 vanne fermée R, R1, R2 réacteur, réacteur principal (réacteur à lit fixe) Hl réacteur auxiliaire (réacteur à lit fixe) H2 réacteur auxiliaire (réacteur à lit fixe) C catalyseur EMAG ester méthylique d'acide gras (alimentation) AG acide gras MeOH méthanol.20 REVENDICATIONS 1 ) Procédé pour la réalisation de réactions avec catalyse hétérogène, de préférence pour l'hydrogénation de graisses et d'huiles naturelles et leurs dérivés, en particulier d'esters méthyliques d'acides gras en al-cools gras dans un réacteur à lit fixe, ce procédé étant mis en oeuvre dans au moins un réacteur principal (R, R1, R2), qui contient une plus grande quantité de catalyseur, et dans au moins un réacteur auxiliaire (H1, H2) disposé en amont du réacteur principal, qui contient une plus petite quantité de catalyseur, caractérisé en ce qu' on utilise au moins deux réacteurs auxiliaires (H1, H2), de telle sorte qu'un des réacteurs auxiliaires (H1, H2) soit toujours disposé en amont du réacteur principal (R) ou d'au moins un des réacteurs principaux (R1, R2), de telle sorte que chaque autre réacteur auxiliaire soit disposé en aval du réacteur principal ou que la charge de catalyseur de cet autre réacteur auxiliaire se trouve renouvelée. 2 ) Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce qu' on travaille avec un réacteur principal (R) et deux réacteurs auxiliaires (H1, H2). 3 ) Procédé selon la revendication 2, caractérisé en ce que • dans la phase 1 du cycle de production, on utilise un réacteur auxiliaire (Hl) comme pré-réacteur en amont du réacteur principal (R) et l'autre réacteur auxiliaire (H2) comme post-réacteur en aval du réacteur principal (R), • dans la phase 2 suivante, on renouvelle la charge de catalyseur du réacteur auxiliaire disposé en pré-réacteur jusque là (Hl) et on utilise le réacteur auxiliaire disposé en post-réacteur jusque là (H2) comme pré-réacteur, • dans la phase 3 suivante on utilise le réacteur auxiliaire (H 1) avec la charge de catalyseur renouvelée comme post-réacteur, • dans la phase 4 suivante, on renouvelle la charge de catalyseur duréacteur auxiliaire disposé en pré-réacteur jusque là (H2) et on utilise, comme pré-réacteur le réacteur auxiliaire disposé en post-réacteur jusque là (Hl), et • on répète ensuite le cycle en commençant avec la phase 1. 4 ) Procédé selon la revendication 3, caractérisé en ce qu' on met en oeuvre le procédé dans la phase 1 et la phase 3 avec un débit de liquide maximal et dans la phase 2 et la phase 4 avec un débit de 10 liquide réduit. 5 ) Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que • on traite en même temps un produit de départ plus pur et un pro- 15 duit de départ moins pur, et • on travaille avec deux réacteurs principaux (R 1) et (R2) et deux réacteurs auxiliaires (H1) et (H2). 6 ) Procédé selon la revendication 5, 20 caractérisé en ce que comme produit de départ plus pur, on utilise un ester méthylique d'acide gras d'une longueur de chaîne en C12-C14 et, comme produit de départ moins pur, un ester méthylique d'acide gras d'une longueur de chaîne en C12-22 ou C12-C18 ou d'une longueur de chaîne en C16-22 25 ou C16-C18. 7 ) Procédé selon la revendication 5 ou 6, caractérisé en ce qu' on introduit le produit de départ plus pur directement sans pré- 30 réacteur et le produit de départ moins pur toujours avec pré-réacteur (H1, H2) disposé en amont, à chaque fois dans un des réacteurs principaux (R1, R2). 8 ) Procédé selon l'une des revendications 5 à 7, 35 caractérisé en ce qu'en cas de le renouvellement de la charge de catalyseur de l'un ou de l'autre des réacteurs principaux (R1, R2) on traite seulement le produit de départ moins pur, un réacteur auxiliaire (Hl, H2) étant couplé en tant que pré-réacteur et l'autre réacteur auxiliaire étant couplé en tant que post- réacteur. 9 ) Procédé selon l'une des revendications 5 à 8, caractérisé en ce que lorsque les deux réacteurs principaux (R1, R2) et les deux réacteurs auxiliaires (H1, H2) sont en service, pour le traitement du produit de départ moins pur, on utilise un pré-réacteur et pour le traitement du produit de départ plus pur, un post-réacteur. 10 ) Procédé selon l'une des revendications 5 à 9, caractérisé en ce qu' en fonction de la quantité de catalyseur utilisée, on travaille avec un débit de liquide maximal ou réduit. 11 ) Procédé selon une des revendications 1 à 10, caractérisé en ce que les réacteurs auxiliaires (H1, H2) sont conçus sous la forme de réacteurs à cuve et le ou les réacteur(s) principal (principaux) (R, R1, R2) est (sont) conçu(s) sous la forme de réacteur(s) à faisceau tubulaire ou de réacteur(s) à cuve.25