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FACULTE DES SCIENCES DE L’INGENIORAT
DEPARTEMENT DE GENIE DES PROCEDES
MEMOIRE DE FIN D’ETUDES
Présenté en vue de l’obtention du diplôme de MASTER
THEME
Régénération du catalyseur UOP (R86) du reforming catalytique
OPTION : GENIE CHIMIQUE
Présenté par : Encadré par : Boubergoug Adel M . Tifouti Lakhdar
Promotion 2015/2016
UNIVERSITÉ BADJI MOKHTAR-ANNABA
–
Remerciements
Nous tenons à remercier en premier lieu Dieu puissant qui
nous a donné la force et le courage pour continuer et avoir aidé et
éclairer le chemin Pour la réalisation de ce travail.
Je tiens par cette occasion à présenter mes vifs remerciements à tous
ceux qui ont collaboré de prés on de loin à la réalisation de
ce modeste projet.
Je remercie, mon encadreur professeur TIFOUTI LAKHDAR pour
leur soin exceptionnel et conseils judicieux.
J’adresse mon remerciement à tous le personnel de la Raffinerie de
Skikda et spécialement de l’unité Magnaforming .
Je remercie tous les enseignants qui ont assurés ma formation
durant tout le cycle d'étude.
De même, je remercie tous Ma famille pour leur encouragement.
Finalement, je remercie tous ceux qui m'ont été d'un soutien moral
durant mes études.
Dédicace
J’ai l’immense honneur de dédier ce travail
A vous mes parents les plus chères au monde surtout ma mère pour
ses encouragements, conseil et amour.
A ma sœur et mes frères.
A tout ma famille et mes chères amies.
A mon professeur encadreur TIFOUTI LAKHDAR
et tous mes enseignants
Liste des abréviations :
SONATRACH : Société Nationale de Transport et de Commercialisation des Hydrocarbures.
RA1Z : Raffinerie d’Arzew.
RHM : La Raffinerie de Hassi- Messaoud.
RA.1K : la raffinerie de Skikda.
GPL : Gaz de Pétrole Liquéfiés.
CTE : la centrale thermoélectrique.
HP : Vapeur haute pression.
MP : Vapeur moyenne pression.
BP : Vapeur basse pression.
NO : nombre d’octane.
PONA : Paraffine, Oléfine, Naphtène, Aromatique.
MELEX : Mélange et Expédition.
ERDP : Entreprise Nationale de Raffinage et de Distribution des Produits Pétroliers.
BRI : Brut Réduit Importé.
UOP : Universal Oïl Products.
IFP: institut français du pétrole.
PH2: la pureté d'hydrogène.
LHSV : La vitesse spatiale horaire du liquide.
HC : hydrocarbure.
Wppm : Weight Parts per Million (Pièces de poids par million).
RON : Reserch Octane Number (Numéro d’Octane Recherché).
MON: Measure Octane Number.
ASTM: American Society for Testing and Materials.
PSV : Pressure Safety Valve (Vanne de sécurité).
API: American petroleum institute.
VOL: volume.
IBP :( Initial Boiling Point).
FBP :( Final Boiling Point).
Pds% : percentage by mass.
R-86 : catalyseur de magnafoming engelhard série- 86.
Pt : platine.
Al2O3 : alumine.
P : pompe.
C : colonne.
E : échangeur.
MEA : Aéroréfrigérant.
V : ballon (vaccuum).
F: four.
FG: fioul gaz.
LIC: Level Indicator Controller.
Pic: pressure indicator controller.
TIC: temperature indicator controller.
SOR : début de cycle.
EOR : fin de cycle.
GRM : gaz de recyclage magnaforming.
T°c : température (°c).
CCL4 : tétrachlorométhane.
TV : tension de vapeur (kg/cm2).
DCP : 1.2 Dichloropropane.
V2O : volume d'oxygène dans l'air(Nm3).
TOn2
: Nombre de mole total d'oxygène dans l'air (kmoles).
MDCP : masse molaire de DCP (kg/kmol).
DCP : masse volumique de DCP (kg/L).
n2 : l'oxygène consommé par le coke.
nC : Le nombre de moles de carbone brûlé.
%C Rx : du pourcentage de carbone brûlé dans chaque réacteur
TRX : la somme des différences de température (entrée – sortie) d'un réacteur pendant la phase combustion (chaque heure).
T : la somme des différences de température des 4 réacteurs.
R2, R3, R4, R5 : réacteur de magnafoming.
mX : masse du catalyseur dans chaque réacteur en Kg
Vc : Le volume du catalyseur en m3
M : Masse du catalyseur en Kg.
: Masse volumique du catalyseur en Kg/m3.
V : volume du catalyseur en m3.
%C X : Le pourcentage partiel de carbone brûlé en poids par rapport au poids du catalyseur dans chaque réacteur.
%C : Le pourcentage en poids du coke brûlé par rapport au poids du catalyseur.
DMDS (Disulfure de diméthyle).
Chapitre I
Figure I. 1 : L’industrie De Raffinage En Algérie ...................................................................... 3
Figure I.2: Organigramme générale de la Raffinerie de Skikda ................................................... 6
Figure I.3: Les différentes unités du complexe RA1/K ................................................................. 7
Figurei-4 : Schéma des procédés principaux et installations dans la raffinerie de Skikda ..... 12
Chapitre III
Figure III-1 : Schéma circuit de section prétraitement ................................................................ 23
Figure III-2 : Schéma section magnaforming .............................................................................. 26
Figure III-3 : Déshydrogénation des naphtènes ......................................................................... 31
Figure III-4 : Déshydrocyclisation des paraffines en aromatiques .......................................... 31
FigureIII-5 : Isomérisation des paraffines .................................................................................... 32
Figure III-6 : Déshydroisomérisation des alkylcyclopentanes…. .….. ................................... 33
Figure III-7 : Exemple d'hydrocraquage de paraffine .................................................................. 34
Figure III-8 : Exemple d'hydrocraquage de naphtène ................................................................. 34
Figure III-9: Déméthylation .......................................................................................................... 35
Figure III-10 : Influence de la température .................................................................................. 36
Figure III-11 : Influence de la pression ........................................................................................ 37
Chapitre IV
Figure IV-1 : Historique des catalyseurs de raffinage ................................................................. 43
FigureIV-2: Différentes étapes d'une réaction catalytique ....................................................... 45
Figure IV-3 : Catalyseur bifonctionnels du reforming catalytique .......................................... 48
Figure IV-4 : Mécanisme impliquant la bifonctionnalité du catalyseur ..................................... 49
Figure IV-5 : Mécanisme de cyclisation d'une paraffine en aromatique .............................. 51
Figure IV-6 : Schéma de l'ensemble des transformations de la reformation à partir des paraffines ........................................................................................................................................ 52
Chapitre v
Figure V-1 : Cycle activation - régénération ................................................................................ 62
Chapitre VI
Figure IV-1 :Catalyeur neuf .......................................................................................................... 70
Figure IV-2 :Catalyseur coké ........................................................................................................ 70
Figure IV-3 :Catalyeur regénéré ................................................................................................... 70
Liste des tableaux
Chapitre II
Tableau II- 1 : Les types des feux ................................................................................................. 14
Chapitre III
Tableau III- 1 : Propriétés de la Coupe de Naphta comme charge de la Section de
prétraitement ................................................................................................................................... 40
Tableau III- 2 : Composition de magnaformat ......................................................................... 41
Chapitre VI :
Tableau IV-1 : Propriétés catalytiques.......................................................................................... 47
Tableau IV-2 : Conditions opératoires favorables aux différentes réactions ............................. 49
Tableau IV-3 : Composition de gaz de recyclage maganforming............................................... 54
Tableau IV-4 : Composition de reformat en % poids .................................................................. 54
Tableau IV-5: Perte de charge du lit catalytique .......................................................................... 55
Tableau IV-6 : Chute de température du lit catalytique ............................................................. 55
Chapitre V :
Tableau V-1 : Les différentes phases des réactions… ................................................................. 59
Tableau V-2 : Quantité DMDS injecté (litres) ............................................................................ 61
Chapitre VI :
Tableau VI-1 : Les valeurs de la tension de vapeur de l'eau à différentes températures. ......... 63
Tableau VI-2 : La masse de carbone brûlé dans chaque réacteur ............................................... 67
Tableau VI-3 : Le pourcentage du catalyseur dans chaque réacteur .......................................... 68
Tableau IV-4 : La masse catalyseur dans chaque réacteur .......................................................... 68
Tableau VI-5 : Le pourcentage partiel de carbone brûlé ............................................................ 69
Tableau VI-6 : Les différents résultats ......................................................................................... 69
SOMMAIRE Introduction générale .................................................................................................................... 1
Chapitre I : Présentation de la division raffinage I-1 Introduction .............................................................................................................................. 2
I-2 Présentation de l’Entreprise Naftec ...................................................................................... 2
I-3 Aperçu sur les raffineries ........................................................................................................ 3
3-1 Raffinerie d’Alger (RA1G) ...................................................................................................... 3
I-3-2 Raffinerie d’Arzew (RA1Z) .................................................................................................. 4
I-3-3 La Raffinerie de Hassi- Messaoud (RHM) ........................................................................... 4
I-3-4 La Raffinerie d’In-Amenas .................................................................................................... 5
I-4 Présentation générale de la raffinerie de Skikda ............................................................... 5
I 4-1 Introduction ............................................................................................................................. 5
I-4-2 Situation géographique ........................................................................................................... 5
I-4-3 Construction ............................................................................................................................ 5
I-4-4 Structure hiérarchique de la raffinerie ................................................................................... 6
I-4-5 Présentation des unités de production ................................................................................... 7
I-4-5-1Les unités 10-11de topping .................................................................................................. 8
I-4-5-2 Les unités 100 ET 103 (unités Magnaforming, Platforming) .......................................... 8
I-4-5-3 Unité 200 (extraction des aromatiques) ............................................................................ 8
I-4-5-4 Unité 400 (séparation du paraxylène) ............................................................................... 8
I-4-5-5 Unité 70 (Production de bitume) ...................................................................................... 9
I-4-5-6 Les unités 30-31-104 (Séparation et traitement des gaz) ................................................. 9
I-4-5-7 La centrale thermoélectrique (CTE 1050) ...................................................................... 10
I-4-5-7-a unité 1020 : Tour de refroidissement ............................................................................ 10
I-4-5-7-b L’unité diazote .............................................................................................................. 10
I-4-5-7-c L’unité 1060 : Circuit vapeur (HP, MP, BP) ............................................................... 10
I-4-5-7-d L’unité 1080 : Air comprimé ........................................................................................ 10
I-4-5-8 Unité mélexe (600) ........................................................................................................... 10
I-4-5-9 Unité 900............................................................................................................................ 11
I-4-5-10 Unité 500 ......................................................................................................................... 11
Chapitre II : sécurité industrielle
II-1 Introduction........................................................................................................................... 13
II-2. Les incendies ........................................................................................................................ 13
II-2-1 Moyen anti - incendies ........................................................................................................ 14
II-3 risques de toxicité et leur prévention................................................................................. 15
II-3 -1 Toxicité des aromatiques ................................................................................................... 15
II-3 -2 Intoxication aiguë : ............................................................................................................ 15
II-3 –3Intoxication chronique ........................................................................................................ 15
II-4 le règlement de sécurité ....................................................................................................... 15
II-5 Le personnel de la sécurité .................................................................................................. 16
II-5 –a La prévention .................................................................................................................... 16
II-5 –b Service d'intervention .......................................................................................................... 1
II-5 –c Service de surveillance ...................................................................................................... 16
II-6 Sécurité du personnel........................................................................................................... 16
II-7 Types de permis ou autorisations de travail .................................................................... 17
II-7 –a Le permis de feu ou autorisation de travail à chaud ................................................. 17
II-7 –b Le permis ordinaire ou autorisation de travail à froid ............................................. 17
II-7 –c Le permis de pénétrer ou autorisation d’entrée .............................................................. 18
II-7 –d Autorisation pour travaux de fouille ................................................................................ 18
II-7 –e Permis pour utilisation de sources radioactives ............................................................... 18
II-8 Définition des alertes ............................................................................................................ 18
II-8 -a-Alerte simple ...................................................................................................................... 18
II-8 –b alerte jaune ......................................................................................................................... 18
II-8 –d fin d'alerte un coup de sirènes de 60 seconde .................................................................. 18
II-9 Système de la sécurité de l’unité ........................................................................................ 19
II-9 -1 Généralités .......................................................................................................................... 19
II-9 -2 Système de protection ........................................................................................................ 19
II-9 -2 –a Pression de sécurité / dispositifs de détente ................................................................. 19
II-9 -2 –b Enclenchements ............................................................................................................. 19
II-9 -2 -c Alarmes ........................................................................................................................... 20
II-9 -2 -d Vannes verrouillées en position ouverte ...................................................................... 20
Chapitre III : reforming catalytique
III-1 Introduction : ...................................................................................................................... 21
III-2 Historique et évolution du reformage catalytique ......................................................... 21
III-3 Les différents procédés de reformage catalytique ......................................................... 22
III-4 Reforming catalytique I (magnaforming) ...................................................................... 22
III-4 -1 Le but de l’unité mgnaforming de Skikda ...................................................................... 22
III-4 -2 Description du procédé ..................................................................................................... 22
III-4 -2 -a Section d’hydrotraitement du Naphta .......................................................................... 23
III-4 -2 –b Section de réaction ....................................................................................................... 24
III-4 -2 -c Section de fractionnement ............................................................................................ 27
III-4 -2 -d Section d’absorption du gaz net du magnaforming .................................................... 27
III-5 Chimie du procédé .............................................................................................................. 30
III-5-1 Principales Réactions chimiques du prétraitement de naphta ............................... 30
III-5-2 Principales Réactions chimiques du magnaforming .................................................. 30
III-5-2 -1Réactions désirables ....................................................................................................... 30
III-5-2 -1-a Déshydrogénation des naphtènes .............................................................................. 30
III-5-2 -1-b Déshydrocyclisation des paraffines en aromatiques ............................................... 31
III-5-2 -1-c Isomérisation des paraffines ...................................................................................... 32
III-5-2 -1-d Déshydroisomérisation des alkcyclopentanes .......................................................... 32
III-5-2 -1-e Hydrocraquage des paraffines et des naphtènes ....................................................... 33
III-5-2 -2 Réaction parasites .......................................................................................................... 34
III-2 -2-a Hydrocraquage des paraffines....................................................................................... 35
III-5-2 -2-b Déméthylation ............................................................................................................ 35
III-5-3 Formation de coke.............................................................................................................. 35
III-6- Les variables opératoires.................................................................................................. 36
III-6-a La température .................................................................................................................... 36
III-6-b La pression ......................................................................................................................... 36
III-6-c Vitesse spatiale ou temps de contact ................................................................................ 37
III-6-d Rapport molaire H2/HC..................................................................................................... 37
III-6-e Rapport Eau-Chlore ........................................................................................................... 38
III-6-f Charge ................................................................................................................................ 38
III-7 Poisons dans la charge ....................................................................................................... 39
III-7-a Soufre .................................................................................................................................. 39
III-7-b Azote ................................................................................................................................... 39
III-7-c Eau....................................................................................................................................... 39
III-7-d Métaux ................................................................................................................................ 39
III-8 Spécification techniques des charges et produits ........................................................... 40
III-8-1 Alimentation à la section de prétraitement ....................................................................... 40
III-8-2 Composition de Magnaformat ........................................................................................... 41
III-9 Réacteurs du Magnaforming (100-R-2/3/4/5) ............................................................... 41
Chapitre : catalyseur industriels de reforming
IV -1 Introduction ........................................................................................................................ 43
IV -2 Evolution des procédés catalytiques ............................................................................... 43
IV -3 Catalyse hétérogène ........................................................................................................... 44
IV -3 -1 Notions de catalyse hétérogène....................................................................................... 44
IV -3 -2 Définition de la catalyse hétérogène............................................................................... 44
IV -3 -3 Différentes étapes d'une réaction catalytique ................................................................. 44
IV -4 Principaux types de catalyseurs en raffinage ................................................................ 45
IV -5 Détermination des propriétés catalytiques .................................................................... 46
IV -6 Catalyseur du reforming catalytique .............................................................................. 47
IV -6-1 Les fonctions du catalyseur R-86 .................................................................................... 48
IV -7 mécanisme réactionnels..................................................................................................... 49
IV -7-1 hydroisomirisation, hydrocraquage, déshydrocyclisation, coke .................................... 49
IV -7-2 Cyclisation suivie de déshydrogénation ou de déshydrocyclisation ............................. 51
IV -7-3 formation de Coke ............................................................................................................ 51
IV-8 Désactivation du catalyseur ............................................................................................... 53
IV-8 –a Les causes physiques ....................................................................................................... 53
IV-8 –b Empoisonnement par des impuretés ............................................................................... 53
IV-8 –c Encrassement par cokage ................................................................................................. 53
IV-9 Les performances de catalyseur ........................................................................................... 54
Chapitre V : Etude spécifique de la régénération
V-1 Introduction ........................................................................................................................... 56
V-2 La régénération ..................................................................................................................... 56
V-3 Détérioration du catalyseur du fait d'un dépôt de coke ................................................ 57
V-4 Procédé de régénération du catalyseur R-86 de l'unité magnaforming Skikda ......... 58
V-4 –a Arrêt .................................................................................................................................... 58
V-4 -b Combustion du coke .......................................................................................................... 59
V-4 -c L’Oxychloration ................................................................................................................. 60
V-4 –d La réduction ....................................................................................................................... 61
V-4 –e sufirisation .......................................................................................................................... 61
Chapitre VI : Partie calcul
VI-1 INTRODUCTION .............................................................................................................. 63
VI-2 Calcul de la quantité du Chlore à injecter pendant la régénération du Catalyseur ......................................................................................................................................................... 63
VI-2-1 Conditions opératoires de la régénération ....................................................................... 63
VI-2 -2 Calcul de la quantité de Chlore à injecter pendant la combustion ................................. 63
VI-2 -3 Quantité de chlore à injecter pendant la phase d’oxydation .......................................... 64
VI-3 Calcul de la quantité de coke brûlé par l’air dans les réacteurs ................................. 64
VI-3 -1 Calcul de la quantité d'oxygène nécessaire pour brûler le coke ................................... 64
VI-3 -2 Calcul du nombre de mole d'O2 consommé lors de la combustion du DCP (1,1-Dichloropropane) .......................................................................................................................... 65
VI-3 -3 Détermination de la quantité du carbone ........................................................................ 65
VI-3 -4 Calcul du pourcentage de carbone brûlé dans chaque réacteur (%C Rx) .................... 66
VI-3 -5Calcul de la masse de carbone brûlé dans chaque réacteur ............................................. 67
VI-3 -6Calcul du pourcentage partiel de carbone brûlé en poids par rapport au poids du catalyseur dans chaque réacteur (%C ) ........................................................................................ 67
VI-4 Photos par microscope du catalyseur .............................................................................. 70
Conclusion générale ..................................................................................................................... 71
Bibliographie
Annexes
Introduction général
Page 1
Introduction général Les essences qui proviennent de la distillation atmosphérique contiennent des éléments
nocifs et indésirables (sulfure, nitrogène, oxygène, etc.…..). De plus, à cause de leur faible
nombre d’octanes, elles ne peuvent pas servir les moteurs à combustion interne. Le but du
procédé suivant est de rendre avantageuse leur utilisation.
Le magnaforming est un procédé qui fait partie du reforming catalytique, il se
caractérise par la modification de la structure moléculaire, ainsi que les caractéristiques
physico-chimiques des essences (Naphta) issues de la première distillation du pétrole brut.
C’est pourquoi la charge va subir dans le premier temps un traitement par le bais de
l’hydrogène en présence d’un catalyseur et en deuxième temps va subir une transformation.
Tous les procédés de reforming dépendent du catalyseur utilisé. Cependant le plus
grand pas dans ce domaine a été franchi en 1959 par chevron oïl company qui a publié les
premiers résultats industriels obtenus avec un catalyseur bimétallique (Platine / Rhénium) qui
présentait une stabilité et une sélectivité meilleure à celles réalisées par un catalyseur
monométallique (platine).Seulement ces procédés souffrent du problème de cokage déposé
sur la surface du catalyseur, qui désactive ce dernier et colmate ses sites actifs.
L'objectif de notre travail est de suivre les différentes étapes de la régénération.
Dans le premier chapitre nous avons essayé de présenter la division raffinage ainsi la
raffinerie de Skikda et ses procédés.
Dans le deuxième chapitre on a parlé de la Sécurité industrielle.
Dans le troisième chapitre on a discuté sur le procédé de magnaforming et les
différentes réactions qui peuvent se passer dans les différents réacteurs.
Ainsi dans le quatrième chapitre on a parlé de la théorie de la catalyse et la
présentation du catalyseur de l’unité magnaforming.
Le cinquième chapitre décrit le procédé de régénération.
Le sixième chapitre est consacré à la partie calcul et enfin on termine par une
conclusion générale.
Chapitre présentation de la division raffinage
Page 2
I-1 Introduction :
Le raffinage du pétrole est une industrie lourde qui transforme le pétrole brut,
en produits énergétiques et non énergétiques cette transformation s'effectue dans les
raffineries qui sont des usines à feux continus, automatisées et très complexes qui se
diversifier selon la gamme des produits fabriqués et la qualité des pétroles bruts comparée aux
exigences du marché.
I-2 Présentation de l’Entreprise Naftec : Avant janvier 1982 le complexe de raffinage de pétrole RA1/K de SKIKDA était géré
par la société nationale SONATRACH. A partir du 02 janvier 1982 la société SONATRACH
a été restructurée en 13 entreprises, parmi ces entreprises, l’entreprise nationale de raffinage et
de distribution de produits pétroliers l’E.R.D.P créée par décret 80-101 du 06 avril et mise en
place le 02 janvier 1982. L’E.R.D.P est placée sous tutelle du ministère de l’énergie et des
industries pétrochimiques.
A partir du 02 février 1985 l’E.R.D.P a été transformée sous le nom commercial
NAFTAL, cette dernière est subdivisée en quatre unités à savoir :
Unité NAFTAL de raffinage.
Unité NAFTAL de distribution.
Unité NAFTAL portuaire.
Unité NAFTAL de maintenance.
A compter du 25 août 1987 et par décret 87-190 fut créé l’entreprise nationale
NAFTEC qui a pris en charge une des activités dévolues initialement à NAFTAL, en
l’occurrence la promotion, le développement, la gestion et l’organisation de l’industrie du
raffinage par notamment le traitement du pétrole brut et du condensat ,ainsi que du brut réduit
importé en vue d’obtenir des produits raffinés destinés à la consommation nationale et à
l’exportation.
Actuellement l’entreprise nationale de raffinage de pétrole NAFTEC gère l’ensemble
des trois raffineries situées à Skikda, Alger et Arzew.
Le complexe de raffinage de pétrole de Skikda baptisé RA1/K a pour mission de
transformer le pétrole brut provenant de HASSI MESSAOUD avec une capacité de traitement
de (15 millions t/an) ainsi que le brut réduit importé (271 100 t/an). Elle emploie à l’heure
actuelle plus de 1500 travailleurs.
Chapitre présentation de la division raffinage
Page 3
La raffinerie de Skikda a été construite en janvier 1976 à la suite d’un contrat signé le
30 avril 1974 entre le gouvernement Algérien et les constructeurs Italiens SNAM PROGET et
SAIPEM. Le coût total de cette réalisation s’est élevé à 3.402.872.000 DA. Actuellement la
Raffinerie de Skikda est en cours de projet de réhabilitation et adaptation des unités de
production suite au contrat du 04 Juillet 2009 : raffinerie partie étude et SAMSUNG partie
réalisation .Fin des travaux prévus : Août 2012.
Figure I. 1 : l’industrie de raffinage en Algérie
I-3 Aperçu sur les raffineries : I-3-1 Raffinerie d’Alger (RA1G) :
Elle a pour objectif de traiter le pétrole brut de Hassi Messaoud, afin de satisfaire
essentiellement la demande en carburants du marché national et de l’exportation (naphta et
fuel).
Elle est située à 5 Km d’El Harrach et à 20 Km d’Alger, mise en service le 15 février
1964 avec une capacité de traitement du pétrole brut de 2,7million t/an la raffinerie comprend
les installations suivantes :
Une unité gaz-plant pour la séparation et traitement de GPL.
Une unité de reforming catalytique.
Une unité de mélange (éthylation) pour la fabrication des essences.
Une unité de distillation atmosphérique.
Chapitre présentation de la division raffinage
Page 4
Une pomperie d’expédition des produits par pipeline aux dépôts d’Alger, Blida, au
port pétrolier et à l’aéroport houari Boumediene.
Un central thermos – électrique pour les besoins énergétique de la raffinerie (vapeur
d’eau, électricité, air instrument).
Port pétrolier équipé de 3 postes de chargement pour les exportations, les cabotages et
une station de déballastage.
I-3-2 Raffinerie d’Arzew (RA1Z) :
La RA1Z est mise en service en 1973 avec une capacité de traitement de 2500000 t/an
de brut (BHM) et 320000 t / an de BRI, elle répond aux impératifs suivantes :
le pétrole de Hassi Messaoud (BHM) et le BRI.
Traiter Satisfaire la consommation du marché national en carburants lubrifiants
bitumes, fuel et paraffines.
Exporter les excédents : principalement les fuels, naphta et kérosène.
La raffinerie d’Arzew comprend les installations suivantes.
Une unité de distillation atmosphérique.
Une unité de reforming catalytique.
Une unité de séparation des gaz.
Une unité de distillation sous vide et d’oxydation pour la production de bitumes
routiers.
Deux unités de production de lubrifiants et graisses.
Unité de des asphaltages au propane pour récupérer l’huile de base lourde.
Extraction au furfural pour extraite les aromatiques et améliorer l’indice de
viscosité des huiles de base.
Traitement des paraffines pour abaisser la teneur en huile.
Traitement à l’hydrogène destiné a amélioré la couleur, l’odeur et la stabilité des
huiles de base.
Fabrication des mélanges des graisses.
Unité de mélange (GPL, essence, fuels, gasoil).
I-3-3 La Raffinerie de Hassi- Messaoud (RHM) :
Implantée au niveau du champ de Hassi Messaoud pour répondre aux besoins du sud
du pays en carburants, cette raffinerie se compose de :
Chapitre présentation de la division raffinage
Page 5
L’ancienne raffinerie (RHM1) : de capacité de 166 500 tonnes /an, mise en service en
1962.
La nouvelle raffinerie (RHM2) : de capacité de 1 070 000 tonnes /an, mise en service
en 1979.
I-3-4 La Raffinerie d’In-Amenas :
Implantée près du champ pétrolier d ’In-Amenas ainsi pour répondre aux besoins du
sud du pays, cette raffinerie a démarré en 1980. Sa capacité de traitement de pétrole brut est
de 300 000 tonnes par an. Elle est à l’arrêt depuis 1986 en raison de problèmes techniques liés
à la nature du sol.
I-4 Présentation générale de la raffinerie de Skikda : I 4-1 Introduction
Le complexe de raffinage de pétrole de Skikda (baptisé RA.1K) a pour mission de
transformer le pétrole brut provenant de Hassi Messaoud et le brut mélange d’Arzew avec une
capacité de traitement (15 millions t/an) ainsi que le brut réduit importé (277000 t/an).
I-4-2 Situation géographique Cette raffinerie est située dans la zone industrielle à 7 Km à l’est de Skikda et à 2 Km
de la mer, elle est aménagée sur une superficie de 190 hectares.
Elle est alimentée en brut algérien par l’unité de transport est ETU de Skikda (c’est
une station intermédiaire de Hassi Messaoud). Le transport du pétrole brut est réalisé à l’aide
d’un Pipe-line à une distance de champs pétroliers jusqu’à le complexe de 760 Km.
I-4-3 Construction:
La raffinerie a été construite en janvier 1976 à la suite d’un contrat signé le 30 avril
1974 entre le gouvernement algérien et le constructeur italien SNAM PROGETTI et
SAIPEM, il a été mis en vigueur du contrat une année après (le 11 mars 1975) assisté par la
sous irai tance de trois principales sociétés nationales: SONATRO, SONATIBA et
SNMETAL. Le démarrage du chantier a commencé le 02 janvier 1976, et pris la fin de mars
1980.
L’inauguration officielle du complexe à lieu, environ 03 ans plus tard (27 novembre
1983), le coût total de cette réalisation étant de 3 402 872 000 DA
Il faut noter qu’il y a deux nouvelles unités, construites par la société japonaise J-G-C
Corporation, ces deux unités sont : l’unité de pré- traitement et de reforming catalytique
Chapitre présentation de la division raffinage
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(platformingU103) et l’unité de traitement et séparation des gaz (GPL.U104), ces deux unités
ont démarré en octobre 1993.
I-4-4 Structure hiérarchique de la raffinerie :
La structure hiérarchique de la gestion de la raffinerie de Skikda prévoit à son sommet
un Directeur de quel dépend cinq services, techniques de ligne, plus deux de staff comme le
montre l’organigramme suivant :
Figure I.2: Organigramme générale de la Raffinerie de Skikda
Chapitre présentation de la division raffinage
Page 7
I-4-5 Présentation des unités de production :
La raffinerie de Skikda est divisée en différentes Unités de production, et en outre elle
comprend 22 unités:
Figure I.3: Les différentes unités du complexe RA1/K
Chapitre présentation de la division raffinage
Page 8
I-4-5-1 Les unités 10-11 de topping:
Le Topping ou la distillation atmosphérique a pour but de fractionner le brut en
différentes coupes stabilisées pouvant être utilisées pour l’obtention de produits fins (naphta,
gas-oil, jet…etc.) ou devant alimenter d’autres unités situées en aval (Magnaforming,
Platforming, gaz-plant). Elles traitent le brut de Hassi-Messaoud avec une capacité annuelle
de 15000000 t/an pour produire les produits suivants :
G.P.L unité 30.
Isopentane mélange des essences.
Naphta A stockage.
Naphta B (65° 150°) Reforming catalytique.
Naphta C (150° 180°) huiles combustibles.
Kérosène (180° 225°) jet fuel, mélange des gasoils.
Gasoil léger (225° 320°) mélange des gasoils.
Gasoil lourd (320° 360°) mélange des gasoils.
Résidu (>360°) huiles combustibles.
I-4-5-2 Les unités 100 et 103 (unités Magnaforming, Platforming):
La Magnaforming et le Platforming ont pour but de transformer la Naphta moyenne
et lourde obtenues du Topping (réformât) utilisé comme charge pour les unités d’aromatiques
(unité 200 et 400). Cette transformation a pour conséquence une augmentation de l’indice
d’octane de 45 à 99 permet ainsi d’utiliser le réformât obtenu pour la fabrication des
essences.
I-4-5-3 Unité 200 (extraction des aromatiques):
L’installation d’extraction des aromatiques a été projeté pour extraire de l’essence
réformée des aromatiques qui seront fractionnées par la suite en benzène et toluène très pures
.La charge est constitué par la coupe de réformât léger provenant directement ou à travers un
réservoir de la colonne C5 splitter du réformât de l’unité 100. Dans le premier stade : les
aromatiques sont fractionnés à l’aide d’un solvant sélectif qui est le Sulfolane. Dans le
deuxième stade : le raffinat constitué principalement des hydrocarbures paraffinés est envoyé
vers stockage. L’extrait alimente la section fractionnement où il est séparé en benzène,
toluène et en aromatiques lourds par distillations
I-4-5-4 Unité 400 (séparation du paraxylène):
Cette unité est conçue à récupérer le paraxylène produit très recherché sur le marché.
La charge venant de l’unité de Magnaforming, elle permet par cristallisation de séparer le
Chapitre présentation de la division raffinage
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paraxylène des autres xylènes (metha-ortho) et éthyle-benzène. Le paraxylène est
commercialisé comme telle, le reste peut être utilisé comme base pour l’obtention des
essences ou commercialisé sous forme de mélange xylène pouvant être utilisé comme solvant
pour la fabrication des peintures, etc.
I-4-5-5 Unité 70 (Production de bitume):
L’unité 70 a été conçue pour traiter 271 100 t/an de brut réduit importé (BRI) qui peut
être:
Charge A : résidu TIA Juana médium 372°C plus.
Charge B : résidu TIA Juana lourd 450° plus.
Charge C : résidu du brut du Koweït.
L’unité se compose principalement d’une colonne de distillation sous vide et d’un réacteur
d’oxydation des bitumes. Le produit de fond de colonne est le bitume routier ordinaire qui est
envoyé :
Une partie vers le stockage.
L’autre partie comme charge à la section d’oxydation où elle sera oxydée au moyen de
l’air en bitume oxydé.
I-4-5-6 Les unités 30-31-104 (Séparation et traitement des gaz):
Ces unités sont destinées à traiter les gaz liquides venant des unités 10, 11,100 et 103
dans l’ordre suivant:
Unité 30 : Traité le gaz liquide qui vient de l’unité 100 en particulier ceux de tête de la
colonne C7 où les GPL sont séparés du pentane.
Unité 31 : Reçoit les gaz provenant de la tête des colonnes de stabilisation de l’essence
des deux unités de Topping.
Unité 104 : Elle a été conçue dernièrement avec l'unité de Platforming 103 afin de
traiter les GPL venant de cette unité.
Le traitement des gaz dans ces unités est accompli en deux stades :
Dans le premier stade : On fait subir au gaz un traitement qui consiste à passer la
charge qui est le bitume, propane, éthane, H2S et l’humidité à travers une colonne
contenant des tamis moléculaires qui possèdent la propriété de retenir l’humidité et
l’acide H2 S par le phénomène d’absorption.
Dans le deuxième stade : C’est l’étape de séparation des gaz effectuée par deux
colonnes dont le premier (dééthaniseur).
Chapitre présentation de la division raffinage
Page 10
On fait le stripping des gaz incondensables (C1, C2, H2) qu’on envoie à partir de la
tête vers le réseau fuel gaz, le produit de fond (butane, propane) alimente la 2ème colonne où le
propane est séparé du butane par simple distillation.
I-4-5-7 La centrale thermoélectrique (CTE 1050) :
C’est le système nerveux de la raffinerie, elle assure les utilités indispensables pour le
marché de toutes les unités. Elle comprend les unités suivantes :
I-4-5-7-a Unité 1020 : Tour de refroidissement :
Elle satisfait d’une manière continue les besoins de la raffinerie en eau de
refroidissement, en travaillant en circuit fermé. Les eaux polluées et chaudes proviennent des
unités de production sont traitées chimiquement afin d’éliminer les acides chlorhydriques
HCL entraînés dans le circuit puis refroidies à l’aide d’une batterie d’aéroréfrigérant et enfin
renvoyée vers les différentes unités aux moyens des pompes.
I-4-5-7-b L’unité diazote :
L’azote est produit à partir de l’air atmosphérique, ce dernier est aspiré puis comprimé
à 7,7 bar par des compresseurs (généralement avec des compresseurs à membrane).
L’oxygène est éliminé en deux étapes.
I-4-5-7-c L’unité 1060 : Circuit vapeur (HP, MP, BP):
Elle assure les besoins de la raffinerie en vapeur selon trois (03) gammes :
Vapeur haute pression.
Vapeur moyenne pression.
Vapeur basse pression.
La vapeur produite dans les grandes chaudières à partir des condensats qui proviennent
de circuits vapeurs dans l’unité de production.
I-4-5-7-d L’unité 1080 : Air comprimé:
L’air atmosphérique est aspiré à travers deux (02) filtres puis comprimé par deux (02)
compresseurs. Une partie de cet air filtré et comprimé est envoyé vers les différentes unités de
production et l’autre partie subite un séchage à travers un lit d’alumine peut être utilisé dans le
système de régulation pneumatique dans les différentes unités de production.
I-4-5-8 Unité mélexe (600) :
Mélange, chargement et expédition, il s’occupe de :
Bacs de stockage des différentes charges et produits des unités.
Expédition des produits vers les différents dépôts de stockage, exemple: dépôt
d’Elkheroub.
Mélange des gasoils.
Chapitre présentation de la division raffinage
Page 11
Contrôle le chargement des produits qui est au niveau du port de Skikda. I-4-5-9 Unité 900 :
L’unité de purification d'hydrogène (UNIT 900) est conçue pour produire de
l'hydrogène de haute pureté pour l’unité 500 et les unités 700, 701, 702, 703 L’unité HPU se
compose du compresseur de gaz d'alimentation, du package PSA, du compresseur des
effluents gazeux.
Le gaz riche en H2, provenant de l`unité Magnaforming (unité 100) et de l`unité de
Reforming catalytique (unité103), est comprimé par le compresseur de gaz d'alimentation
(900-K-51 A/B). Le procède d'adsorption du package PSA exige une pression élevée (environ
24kg/cm2). L'hydrogène de haute pureté est produit par le procède d’adsorption d’écart de
pression (PSA). Le PSA est basé sur les phénomènes d'adsorption physique, tandis que les
composés très volatils avec une faible polarité, tel que représenté par l'hydrogène ou l'hélium,
sont pratiquement non adsorbable par rapport aux molécules telles que CO2, CO, N2 et les
hydrocarbures. Ainsi la plupart des impuretés dans un courant, contenant de l'hydrogène,
peuvent être adsorbées sélectivement et des produits de haute pureté d'hydrogène peuvent être
obtenus. L'hydrogène de haute pureté, conforme aux spécifications, est soutiré dans la ligne
du produit hydrogène en tête des ballons d'adsorption actuellement en adsorption. Les
effluents gazeux, séparés du gaz.
I-4-5-10 Unité 500 :
L’Unité 500 (Unité d’Isomérisation) au moyen de la technologie GT-IsomPXSM
brevetée de GTC afin de traiter les filtrats de l’unité de récupération du Paraxylène. Après
l’isomérisation du méta-xylène et de l’ortho-xylène au paraxylène, le produit d’isomérisation
est renvoyé à l’Unité 400 pour la récupération de para- xylène.
L’alimentation à l’Unité d’isomérisation est le produit de filtrats de l’Unité de
Récupération du Paraxylène (Unité 400), qui se compose des xylènes mixtes (le mélange de
méta-, ortho- et paraxylènes), d’éthyle-benzène et de petite quantité de C8/C9 non-
aromatiques. Catalysées par les catalyseurs brevetés, les réactions d’isomérisation se
produisent en présence d’hydrogène, une distribution équilibrée des isomères de xylène est
rétablie, essentiellement en créant des paraxylènes supplémentaires des isomères ortho et
méta restants. En même temps, la majorité de l’éthyle-benzène est désalkylé en benzène et en
éthane, donc l’éthyle-benzène accumulé dans la boucle de cristallisation-isomérisation peut
être contrôlé. L’unité est conçue pour traiter les filtrats entiers de l’unité de récupération du
paraxylène, donc la production de paraxylène serait optimisée. A part la petite quantité de
xylènes mixtes perdus dans les produits lourds des aromatiques de l’unité de récupération du
Chapitre présentation de la division raffinage
Page 12
paraxylène devraient être éventuellement convertis aux produits de para xylène, et le méta-
xylène et l’ortho-xylène seront recyclés entre l’unité de récupération du Paraxylène et l’unité
d’isomérisation, et seront consommés à l’extinction.
.
Figure I-4 : Schéma des procédés principaux et installations dans la raffinerie de
Skikda
Chapitre II: sécurité industrielle
Page 13
II-1 Introduction :
Le problème de la sécurité pendant le travail doit être envisagé sous trois points :
économique, social et humain.
Un accident peut avoir des conséquences graves ; le blessé souffre physiquement et
moralement il suffit une perte financière avec toutes les répercussions que vous imaginez sur
sa vie familiale.
Pour comprendre les conséquences économiques des accidents du secteur industriel, il
suffit de rappeler que dans certains pays on assiste chaque année à près d’un million
d’accidents se traduisant chacun par une perte de 15 à 20 jours de travail. C’est comme si une
entreprise de 80.000 personnes ne fonctionnait pas pendant un an.
Il faut donc se protéger des conséquences de ces accidents par des méthodes de
prévention, la prévention technique est celle appliquée à l’homme.
La raffinerie est une usine dans laquelle tous les produits traités sont fortement
inflammables ; il règne un danger perpétuel d’incendie et c’est pour cette raison qu’on a mis
au point des techniques spéciales et des méthodes de prévention pour réduire au maximum les
risques d’incendie.
Les statistiques montrent d'une manière générale que l'homme est responsable de 75
% des accidents, cela veut dire que (%) des accidents sont dû aux facteurs humains. Mais
il ne faut pas conclure qu'il ne fallait pas chercher à réduire les accidents causés par la
machine. C'est pour cette raison le facteur humain, le facteur machine et les paramètres
du milieu ambiant, doivent être étudiés simultanément dans un seul système.
causes subjectives
Ce sont des causes qui dépendent de l'activité de l’être humain, elles peuvent être d'un
mauvais comportement dans une situation dangereuse où d'insuffisance d'attention chez
l'être humain.
Causes objectives
Elles ne dépendent pas de l'être humain, elles peuvent être techniques ou organisationnelles.
II-2 Les incendies : Les produits pétroliers traités dans les unités de production sont inflammables et
peuvent être explosifs. L’incendie est une combustion vive résultant de l’action de l’oxygène
sur le combustible. Trois conditions nécessaires pour qu’il y ait une combustion:
Présence d’un combustible.
Présence de l’oxygène.
Chapitre II: sécurité industrielle
Page 14
Présence de la source d’inflammation.
Les bases de prévention d’une incendie consistent à éliminer au moins une de ces
conditions pour suffire à cette condition il faut :
Eviter d’atteindre les points d’auto inflammation des hydrocarbures.
Eviter le contact des hydrocarbures avec l’oxygène en créant un milieu inerte.
Opérer hors du domaine d’explosivité des hydrocarbures.
Supprimer toutes possibilités de création d’une source d’amorçage (étincelle).
Pour les limites d’explosivité, les valeurs sont données en pourcentage volumique des
hydrocarbures par rapport à l’air.
II-2-1 Moyen anti – incendies :
La raffinerie de Skikda dispose des moyens suivants :
La station de pompage d'eau anti-incendie.
Les réseaux anti-incendie.
Le système d'injection de mousse sur les réservoirs à toit fixe et à toit flottant.
Véhicule anti-incendie Les extincteurs portatifs.
Les canaux à mousse sur chariots.
Les lances à eau et à mousse.
Les extincteurs.
Ce sont des appareils portatifs contenant un agent extincteur qui peut être projeté et
dirigé sur un feu par l'action d'une pression interne.
Classe/Types Extincteur à eau Extincteur à poudre Extincteur à C02
CLASSE A (feu sec) OUI OUI/NON OUI si poudre
polyvalente Efficace
CLASSE B (feu
gras)
OUI/NON OUI si additif
pour CLASSE B OUI OUI
CLASSE C (gaz) NON OUI OUI
CLASSE D
métaux NON OUI NON
Feu d'origine
électrique NON OUI OUI
Tableau II- 1 : Les types des feux
Chapitre II: sécurité industrielle
Page 15
II-3 risques de toxicité et leur prévention : Les hydrocarbures paraffiniques légers (C1-C5) ont des propriétés anesthésiques et
provoquent des étourdissements, ils ne renferment aucun élément toxique.
Les hydrocarbures oléfiniques (C4 - C5) ont des propriétés narcotiques et paralysantes,
les dioléfines (butadiène) entraînent anémie par contact prolongé et l’irritation de la
peau. La concentration maximale acceptable est de 35 - 100 ppm.
II-3 -1 Toxicité des aromatiques :
En général les aromatiques sont des produits très toxiques, ils provoquent une maladie
appelée : Benzolisme.
L’introduction du benzène dans l’organisme entraîne des troubles nerveux.
On distingue deux types d’intoxication :
II-3 -2 Intoxication aiguë :
Une atmosphère contenant 10 à 15 mg de benzène par litre d’air est accidentelle après
un séjour d’une heure de temps.
Dans le cas d’une atmosphère contenant 60 mg de benzène par litre d’air, elle est
mortelle après un séjour de 5 mn.
II-3 –3 Intoxication chronique :
Une atmosphère dont le taux en vapeur benzéniques est de 0,1 mg/l d’air, cause des
troubles après un séjour de longues durées
II-4 le règlement de sécurité: La sécurité est un ensemble des règles et des moyens techniques humains et matériels et
également un état d'esprit dont la finalité est de créer certaines conditions de travail. Le
règlement de sécurité est destiné à toute personne pénétrant au complexe et a pour but
d'informer le personnel sur les risques rencontrés à l'usine.
Il s'agit pour commencer de réglementer l'accès et faire contrôler l'entrer par un
service de surveillance.
Il faut avoir que les contrôles sont pour tout le monde le personnel de l'usine et des
entreprises extérieur, visiteur.
La circulation des véhicules est sévèrement réglementée.
L'échappement libre des véhicules des engins est interdit, port obligatoire d'un par-
flamme.
Chapitre II: sécurité industrielle
Page 16
II-5 Le personnel de la sécurité : Le personnel de la sécurité assure trois fonctions principales :
II-5 –a La prévention :
Pour que la sécurité puisse être bénéfique, il faut que les responsables du service
concerné soient chargés de :
D'assurer le suivi des travaux dans des conditions de sécurité optimales. De participer
à des études de toutes les modifications et améliorations des installations.
D'établir des audits de sécurité des installations.
Définir une politique de sécurité industrielle.
De penser au développement de la fonction sécurité au sein de l'entreprise.
Étudier les normes, consignes et procédures de sécurité spécifique à l'entreprise.
Veniez au respect de F application de toutes les consignes données par le service
sécurité.
Veillez à la normalisation du matériel de sécurité au sein de l'entreprise.
II-5 –b Service d'intervention :
Il se charge de toute intervention contre tout incendie qui se déclare dans la raffinerie
Service de prévention :
Ce service qui commande tout matériel nécessaire pour prendre toutes les précautions,
afin d'éliminer tout dégât matériel.
II-5 –c Service de surveillance :
Assure le contrôle systématique des mouvements humains et matériels et la
surveillance des locaux annexes, ainsi que lis abords immédiats du complexe
II-6 Sécurité du personnel : Pour bien défendre la vie et la santé du personnel d'exploitation et d'entretien, il existe
des recommandations concernant la sécurité du personnel ; qui se basent surtout sur les
instructions du constructeur lors de l’entretien :
Ne jamais commencer les travaux sur la machine juste à l'arrêt. Isoler complètement la
machine.
Ne jamais faire des réglages pendant la marche de l'équipement dynamique.
Lors des opérations d'entretien ou de production, il est nécessaire de porter des
vêtements de protection, des lunettes de sécurité, des gants et autres équipements si les
conditions l'exigent.
Chapitre II: sécurité industrielle
Page 17
L'utilisation d'outillage approprié, remplacement ou réparation de tout outil ou
matériel cassé...etc.
Les plus grands dangers étant dans la raffinerie, la production d'étincelles ou de
flammes non contrôlées pour cela il est strictement interdit de :
Fumer dans l'usine.
Pratiquer les soudures, d'utiliser des outils ou des procédés susceptibles de faire jaillir
des étincelles sans autorisation écrite.
Introduire des réchauds ou des dispositifs de chauffage.
Utiliser des appareilles de pris de vue.
Utiliser des chiffons imbibés de produits pétroliers pour nettoyer les appareillages, caí
il y a risque de formation d’électricité statique et donc Inflammation instantanée.
Courir dans la zone d'exploitation.
Introduire des boissons alcoolisées ou d'accéder en état d'ébriété dans la raffinerie.
Effectuer des travaux à chaud sans permis de travail.
Port du casque de sécurité obligatoire à l'extérieur des locaux.
Port des équipements de sécurité appropriés en cas de besoin : gant chaussure de
sécurité, lunette, écran ou casaque. , tablier.
Dotation des par-flammes aux véhicules circulant.
Avant de faire une fouille, contacter le service électrique.
Pas de mouvement sans autorisation des responsables.
Eviter que des étincelles sur un corps incandescent tombent sur des endroits dangereux
Ne pas envoyer des produits chauds dans les réservoirs non bonifiés.
Utiliser des alarmes pour avertir directement le service d'intervention et le personnel.
en même temps.
II-7 Types de permis ou autorisations de travail: II-7 –a Le permis de feu ou autorisation de travail à chaud :
Pour tous les travaux à feu nu pouvant créer des étincelles ou des produits chauds
susceptibles d’enflammer un mélange de vapeurs, un contrôle d’atmosphère s’impose
puisqu’on va mettre en œuvre une énergie d’activation, il ne faut à aucun prix que l’élément
combustibles s’y ajoute.
II-7 –b Le permis ordinaire ou autorisation de travail à froid :
Il est utilisé pour tout travail à l’intérieur de la zone d’exploitation (démontage d’un
appareil, entretien d’un équipement...).
Chapitre II: sécurité industrielle
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II-7 –c Le permis de pénétrer ou autorisation d’entrée :
Nul n’ignore par exemple le danger qu’il y aurait à pénétrer dans une capacité
(colonne, bac...) sans s’être assuré au préalable par des contrôles répétés que l’atmosphère y
est parfaitement respirable et ne comporte aucun risque d’intoxication. Il nécessite
l’intervention du service prévention et des mesures de concentrations en oxygène (teneur
suffisante d’air respirable) et la recherche des substances toxiques ou dangereuses ayant pu
être contenues ou présente dans la capacité ou l’appareil.
II-7 –d Autorisation pour travaux de fouille:
Pour tous les travaux d’excavation, pour la sécurité de tous il faut connaître les lieux
où s’exécuteront ces travaux et signaler tous les dangers par exemple canalisation et câbles
d’électricité et d’instrumentation enterrés.
II-7 –e Permis pour utilisation de sources radioactives :
Autorisation utilisée pour le contrôle des soudures. La zone doit être signalée par des
pancartes (à trèfle rouge) et balisée par des rubans pour protéger les travailleurs des dangers
d’irradiation.
L’emploi des sources radioactives est soumis à des mesures particulières, ne sont
admis à opérer que des personnes habituées, choisies en fonction de leurs connaissances et de
leur fonction.
II-8 Définition des alertes : II-8 -a-Alerte simple :
C'est une alerte qui est déclenchée à la suite d'un accident qu'on peut mettre aisément
sous contrôle avec l'intervention d'une équipe de sécurité.
II-8 –b alerte jaune :
Deux coups de sirènes de 15 secondes espacés de 2 secondes, c'est une alerte qui est
déclenchée à la suite d'un incident grave qui exige une intervention en force bien coordonnée.
II-8 –c alerte générale :
Quatre coups de 15 secondes espacés de 2 secondes, c'est une alerte qui est déclenchée
à la suite d'un incident pouvant mettre en danger toutes les installations du complexe et la vie
des travailleurs.
II-8 –d fin d'alerte un coup de sirènes de 60 secondes.
Chapitre II: sécurité industrielle
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II-9 Système de la sécurité de l’unité : II-9 -1 Généralités :
La sécurité est l’aspect le plus important de toute installation auquel la priorité a été
donnée sur le coût total de l’installation. L’unité Magnaforming a été rénovée de telle manière
que le système de sécurité puisse assurer la sécurité des installations et du personnel, qui y
travaille, contre toute éventualité. Les différents systèmes de protection ont été prévus pour
remplir les exigences de la sécurité.
II-9 -2 Système de protection :
Les éléments principaux de la protection de l’unité Magnaforming ont été établis en
menant les études SAFETY/HAZOP. Toutes les recommandations de l’étude HAZOP ont été
adoptées durant la phase de design. Les recommandations de l’HAZOP assurent la robustesse
de l’unité. Une partie du système de protection est décrit dans le paragraphe ci-dessous.
Le schéma de protection des fluides de processus (Process Safeguarding Flow
Scheme) identifie ou résume ces dispositifs de protection qui sont installés pour avertir de
toute émission de matériaux toxiques et/ou inflammables.
L’objectif de la protection est de s’assurer que les installations sont en sécurité et ce
dans tous les aspects et que les systèmes de protection ne sont pas compliqués par des
installations excessives qui puissent compromettre la sécurité.
II-9 -2 –a Pression de sécurité / dispositifs de détente :
Les différents réservoirs sous pression, colonnes, échangeurs de chaleur à tubes et
calandre, pompes et canalisations, etc. dans l’usine sont protégés par l`installation de PSV /
PRV (Soupape de sécurité / Soupape de décharge), contre les surpressions survenant lors de
perturbations/ conditions de fonctionnement anormales possibles tels que le bocage du debit/
incendie extérieur, etc… Ces dispositif Les décharges de ces soupapes PSV / PRV sont, aussi,
en position de drainage libre sans aucune poche de liquide. Ces soupapes sont également
installées aussi proches que possible de l`équipements pour le protéger contre toute sur
pressurisation supplémentaire due à une contre-pression
II-9 -2 –b Enclenchements :
Les enclenchements fourniront une sauvegarde pour les équipements majeurs tels que
réacteurs, compresseurs, fours de la charge et quelques pompes critiques. En cas de
perturbations dans les installations de process ou des utilités, les enclenchements agiront
automatiquement pour protéger les équipements.
Chapitre II: sécurité industrielle
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II-9 -2 -c Alarmes :
Le fonctionnement de l’usine sera toujours en sécurité si des mesures suffisantes sont
prises avant que le fonctionnement soit hors de contrôle. Pour respecter les exigences, les
différentes alarmes sont prévues dans l’unité. En suivant l’alarme, une action suffisante peut
être prise et le fonctionnement de l’usine sera toujours sous contrôle.
II-9 -2 -d Vannes verrouillées en position ouverte :
Le volant manuel des vannes d’isolement, marqué CSO (Car sealed open: plombé en
position ouverte) est maintenu verrouillé en position ouverte. Tandis que le volant manuel des
vannes marqué CSC (Car sealed closed: plombé en position fermée) est maintenu fermé. Le
verrouillage du volant est effectué au moyen de clé et verrou.
Pour les vannes CSO, le Chef de service (SS: shift superintendent) a l’autorité de les
manœuvrer. Cette mesure a été prise pour assurer la sécurité des équipements et de l’usine.
Les vannes d’isolement des PSV / PRV (qui sont en ligne) sont maintenues Verrouillées en
position ouverte pour assurer le passage libre pour les évacuations des détentes. La vanne
d’isolement en amont de la PSV/PRV de réserve est maintenue en CSC pour isoler les PSV /
PRV de réserve, tandis que la vanne d’isolement en aval est maintenue en CSO pour assurer
qu’il n’y a pas de pressurisation dans la ligne en aval de PSV / PRV.
Chapitre III Reforming catalytique
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III-1 Introduction : Le reformage catalytique est un procédé chimique employé pour convertir les produits
Naphtas ayant un bas indice d'octane en produits à haut indice d'octane appelés reformats
(essence). Pratiquement, le processus réarrange ou restructure les molécules d’hydrocarbure
dans les matières de base de naphta ou casse certaines des molécules en plus petites
molécules. Le résultat est que le reformat contient des hydrocarbures avec des formes
moléculaires plus complexes et avec des teneurs plus élevés en octane que les hydrocarbures
dans la matière de base de naphta. Ce processus sépare hydrogène à partir des molécules
d'hydrocarbure et produit des grandes quantités de gaz d'hydrogène qui sont utilisées dans
d'autres étapes du raffinage de pétrole, il y a également production de méthane, éthane,
propane et butanes, toluène, xylène, pentane.
III-2 Historique et évolution du reformage catalytique : La demande accrue en carburants automobile de haute performance et par conséquent
à teneur en aromatiques élevées et à haut indice d’octane a fait que, des reformeurs opérant à
haute sévérité et une plus grande stabilité ont vu le jour.
Pour cela. En 1930, l’industrie aux Etats-Unis d’Amérique a mis au point une
technique sous forme de procédé de reforming des essences moyennes et lourdes (Naphta)
provenant de la distillation directe du pétrole brut, afin d’accroître leurs indices d’octane
(NO). Dans ce domaine, la première unité de reforming catalytique a été construite en 1939 au
Texas par la Kellogg Company selon le procédé d‘hydroformage de la Standard Oil
Développement. A travers les années, il y eu un développement du procédé, des premiers
temps, jusqu’à la mise au point d’un catalyseur plus performant. Cependant, le plus grand pas
dans ce domaine a été franchi en 1959 par Chevron Oïl Company qui a publié les premiers
résultats industriels obtenus avec un catalyseur bimétallique (Platine/Rhénium) qui présentait
une stabilité et une sélectivité meilleures à celles réalisées par un catalyseur monométallique
seulement du platine). Ces avantages ont permis de faire évoluer le procédé vers un
fonctionnement à basse pression apportant, ainsi une amélioration très nette en rendement des
essences et en production d'hydrogène.
Tous ces progrès se traduisent par :
Un meilleur rendement en essence de haute qualité.
Une production d’hydrogène plus importante.
Une baisse du coût de fonctionnement.
Chapitre III Reforming catalytique
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III-3 Les différents procédés de reformage catalytique : Parmi les nombreux procédés actuels, on distingue les techniques de reformage
proprement dites :
Ultaforming (standard oïl).
Houdriforming (Houdry).
Powerforming (ESSO).
Platforming (U.O.P).
Rheniforming (chevron) .
Magnaforming (engelhard, Atlantic Richfield).
Reforming catalytique (I.F.P, Engelhard, kellog, asohi, Amoco…etc).
III-4 Reforming catalytique I (Magnaforming): III-4 -1 Le but de l’unité Magnaforming de Skikda :
L'unité de reforming catalytique est la première unité de réformation dans la raffinerie
de Skikda avec une capacité 200m3/h et traite une coupe de naphta de point initial égale à
65°C et de point final égale à 150°C, issue du traitement du brut de Hassi-Messaoud. Le
procédé Magnaforming de reforming catalytique est, aujourd’hui, très répandu partout dans
l’industrie pétrolière et pétrochimique. Dans le procédé Magnaforming, le naphta prétraité est
mis en contact avec un catalyseur contenant du platine à une température et une pression
d’hydrogène élevées. Le procédé produit un reformat à haut indice d’octane riche en
composants aromatiques. L’hydrogène, les gaz incondensables et le GPL sont également
produits comme sous-produits de la réaction. A l`origine, le procédé a été développé pour
l’amélioration du naphta de distillation directe à bas indice d’octane en carburant pour
moteurs à haut indice d’octane. Le procédé a été depuis appliqué à la production
d`aromatiques de haute pureté.
III-4 -2 Description du procédé :
L’Unité de Magnaforming du Projet Réhabilitation et Adaptation de la Raffinerie de
Skikda (Unité 100) peut être divisée en quatre sections comme suit:
Section de prétraitement (hydrotraitement) du Naphta
Section de reaction
Section de fractionnement
Section absorption
Chapitre III Reforming catalytique
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III-4 -2 -a Section d’hydrotraitement du Naphta :
La charge du Naphta "B" provenant des Réservoirs de stockage 600-S-20/21 alimente la
section de prétraitement au moyen des Pompes 100-P-2 A/B. Le flux du refoulement des
Pompes 100-P-2 A/B, contrôlé par 100-FIC-5, avec le gaz de recyclage et le gaz d’appoint
(contrôlés respectivement par 100-FIC-6 et 100-FIC-4), après préchauffage dans les trains
d’échange 100-E-1 A~D et le Four à combustion 100-F-1, arrive au Réacteur 100-R-1. Les
effluents des réacteurs sont refroidis par la charge dans les Trains d’échange 100-E-1 A~D,
l’Echangeur 100-E-2, les Refroidisseurs 100-E-3 A/B, et ensuite arrivent au Séparateur 100-
V-1. A partir de la tête du Séparateur 100-V-1, le gaz est aspiré par les Compresseurs de
recyclage 100-K-2 A/B, tandis que l’excès de gaz est envoyé au Collecteur de gaz
combustible sous le contrôle de 100-PIC-3. A partir du fond, le produit liquide, sous le
contrôle de niveau de 100-LV-5 après préchauffage dans 100-E-2 et 100-E-8, va comme
charge au Stripper 100-C-1. La chaleur d’appoint du stripper 100-C-1 est fournie par le four-
rebouilleur 100-F-2. La circulation à travers le four est assurée par les Pompes 100-P-4 A/B.
Les fractions légères et H2S refroidi dans l`aerorefrigerant 100-EA-1 et par la suite dans le
condenseur à eau 100-E-4 arrivent dans l’Accumulateur de tête 100-V-2. A partir de la tête de
100-V-2, H2S et les vapeurs sont déchargés, sous le contrôle de pression de 100-PIC-4, au
F.G. Le liquide condensé est envoyé par les Pompes de reflux 100-P-3 A/B, sous le contrôle
de niveau de tête, au Stripper 100-C-1. Le produit de fond du stripper, qui constituent le
naphta désulfuré après transfert de chaleur avec l`alimentation du Stripper 100-C-1, est aspiré
par la pompe.
Figure III-1 : Schéma circuit de section prétraitement
Chapitre III Reforming catalytique
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III-4 -2 –b Section de réaction :
L’unité de Magnaforming est un procédé semi-régénératif de Magnaforming
catalytique à lit fixe qui utilise 4 lits de réacteurs fonctionnant avec un profil ascendant de
température d’entrée des réacteurs. Les deux premiers réacteurs (leadreactors) contiennent
moins de catalyseur (hautes vitesses spatiales) que les deux derniers réacteurs (lag reactors) et
demandent moins d’hydrogène (rapport H2/HC plus bas) afin de promouvoir la
déshydrogénation des naphtènes en aromatiques.
Les deux derniers réacteurs contiennent la plus grande partie du catalyseur et
demandent une plus haute teneur en hydrogène dans leur alimentation pour limiter les taux de
cokéfaction du catalyseur due aux basses vitesses spatiales. Les températures d’entrée dans les
deux derniers réacteurs sont ajustées pour répondre à une teneur cible en aromatiques ou à un
indice d’octane dans le flux de reformat.
Le Naphta est envoyé à l’unité, à partir du Stripper du prétraitement de naphta100-C-1,
par les nouvelles Pompes de charge 100-MP-56 A/B. L’alimentation, à partir des pompes de
charge, s`écoule à travers le Filtre 100-X-51 A/B et est envoyée à l’échangeur de
l’alimentation combinée 100-E-65. Les filtres éliminent les particules/débris et évitent le
bouchage des barres de pulvérisation du liquide dans le nouvel échangeur Packinox. Les
filtres fonctionnent avec l’un en service et l’autre en attente.
Un by-pass de contrôle de température autour de l’échangeur d’alimentation combinée
a été ajouté à l’unité sur l’alimentation liquide pour permettre le contrôle de la température
d’entrée (100-TIC-1110) du four de la charge 100-F-4. Au début du cycle de marche, la vanne
de contrôle de température sera fermée afin de réaliser une récupération maximum de chaleur
des effluents du réacteur tout en maintenant le contrôle du four de charge dans ses limites de
design. Au cours du cycle de marche, étant donné que les températures des derniers réacteur
augmentent, il peut être nécessaire d’ouvrir le by-pass de contrôle de température pour
augmenter la température d’entrée du four de charge et par conséquent, de maintenir le
process sous contrôle lorsque le four de charge maintient la température d’entrée du premier
réacteur 100-R-2.
La charge liquide et le gaz de recyclage sont alimentés indépendamment à l’échangeur
d’alimentation combinée 100-E-65 (tubulures d`entrée séparées).L’alimentation combinée
quitte l’échangeur; se mélange avec le courant du by-pass de contrôle de température et entre
dans le four de l’alimentation 100-F-4. Le four de l’alimentation augmente la température de
l’alimentation combinée jusqu’à la température souhaitée d’entrée du réacteur 100-R-2. Les
effluents du réacteur 100-R-2 sont envoyés au four 100-F-5, où la température de sortie
Chapitre III Reforming catalytique
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augmente jusqu’à la température souhaitée d’entrée du réacteur 100-R-3. Les effluents du
réacteur 100-R-3 sont ensuite mélangés avec le gaz de recyclage du refoulement de 1er étage
du compresseur de recyclage (100-TK-51), qui était réchauffé par le 100-E-10 A/B,échangeur
chaud I Gaz de recyclage/Effluents de réacteur et 100-E-71 A/B, échangeur chaud II Gaz de
recyclage/Effluents de réacteur. Ensuite, le gaz mixte est envoyé au four 100-F-6. Le four
100-F-6 réchauffe le flux combiné jusqu’à la température souhaitée d’entrée du réacteur 100-
R-4. Les effluents du Réacteur 100-R-4 sont envoyés au four 100-F-7 où la température de
sortie augmente jusqu’à la température souhaitée d’entrée du réacteur 100-R-5. Les effluents
du réacteur 100-R-5 sont utilisés pour réchauffer l’alimentation combinée et le gaz de
recyclage en deux courants séparés. Un courant des effluents du réacteur est utilisé pour
réchauffer le courant de gaz de recyclage qui alimente les derniers réacteurs 100-R-4 et 100-
R-5. Les nouveaux échangeurs 100-E-71 A/B, qui ont remplacé les échangeurs existants 100-
E-11 A/B, sont utilisés pour un service diffèrent.
Avant le revamping, les effluents du réacteur passaient en totalité par le 100-E-11 A/B
pour réchauffer l’alimentation combinée. Après le revamping, 100-E-71 A/B est utilisé pour
réchauffer le gaz de recyclage des deux derniers réacteurs uniquement. Le courant des
effluents du réacteur passe à travers le 100-E-71 A/B et ensuite le 100-E-10 A/B. Le courant à
travers ces échangeurs est contrôlé en ajustant l`ouverture de la nouvelle vanne de contrôle
HIC. La variation de position du HIC aura un effet sur le courant qui travers les échangeurs
du gaz de recyclage ainsi que l’échangeur de l’alimentation combinée Packinox. En général,
la position de la vanne doit être déterminée par la quantité de récupération de chaleur dans
l’alimentation combinée et l`aptitude à maintenir le contrôle de la température d’entrée du
four de charge. Il est le plus souhaitable d’ajuster la position HIC pour répondre à la
température souhaitée d’entrée du four de charge tout en maintenant le by-pass de contrôle de
température de l’alimentation liquide autour de l’échangeur Packinox fermé. Cela maximise
l’efficacité de l’unité et réduit le besoin en combustible dans les fours. Cependant, aux
conditions EOR (fin de cycle), le flux devrait être maintenu vers le Packinox et le by-pass
ouvert pour ne pas dépasser la température de design du 100-E-10 A/B. Les effluents du
réacteur 100-R-5, après séparation pour réchauffer le gaz de recyclage, sont envoyés à
l’Echangeur de l’alimentation combinée Packinox 100-E- 65. L`effluent de réacteur provenant
du Packinox est combiné avec l`effluent de réacteur provenant des échangeurs effluents de
réacteur/gaz de recyclage et sont envoyés à l’Aéro-refrigerant des effluents 100-EA-3. Les
effluents provenant de 100-EA-3 alimentent les Condenseurs de réglage des effluents 100-E-
12 A/B/C. Les effluents de 100-E-12 A/B/C alimentent le Séparateur des produits 100-V-5 où
Chapitre III Reforming catalytique
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les flux liquides et gazeux sont séparés. Toutes les vapeurs du 100-V-5 sont acheminées vers
le nouveau Compresseur de gaz de recyclage 100-TK-51.
Le réglage du débit de refoulement du premier étage de compresseur vers la section
de re-contact (absorption d’huile pauvre et stripping d’huile riche) permet de contrôler la
pression de tête du séparateur des produits. Le débit de refoulement du premier étage du
compresseur est contrôlé par 100-FV-1601 vers les Echangeurs de gaz de recyclage/effluents
du réacteur 100-E-10 A/B, où il est réchauffé par les effluents du réacteur provenant du 100-
E-71 A/B. Le gaz de recyclage du premier étage provenant du 100-E-71 A/B est mélangé
avec les effluents du réacteur 100-R-3 et envoyé au four 100-F-6. Le gaz de recyclage du
deuxième étage est envoyé à l’échangeur d’alimentation combinée (100-E-65) où il est
réchauffé par les effluents du réacteur avec l’alimentation liquide. Le débit de refoulement du
deuxième étage du compresseur de gaz de recyclage est contrôlé en ajustant la vitesse de la
turbine du compresseur. Le liquide du séparateur des produits (100-V-5) est envoyé, en aval,
au stabilisateur du magna format (100-C-4).
Figure III-2 : Schéma section Magnaforming
Chapitre III Reforming catalytique
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III-4 -2 -c Section de fractionnement :
La section de post-fractionnement de l’Unité de Magnaforming (Unité 100) reçoit la
charge principale du séparateur (100-V-5) des produits de la section de réaction de l’Unité de
Magnaforming (Unité 100). Les produits liquides de tête du débutaniseur (500-C-52) de
l’unité d’Isomérisation (Unité 500) et les produits liquides de fond du débutaniseur (103-C-
31) de l’unité 103 sont connectés à la ligne d’entrée de 100-C- 4 en cas d’arrêt de la Section
du splitter du plateformat. Ces lignes sont normalement hors-service (aucun débit). L’objectif
de la section de post-fractionnement du magnaformat est de diviser les produits liquides de
100-V-5 (magnaformat) en coupe GPL, coupe C5, coupe C6, coupe C7 et coupe C8+,
respectivement. La coupe C6 sera acheminée, comme charge d’alimentation, vers l’Unité de
récupération des aromatiques (Unité 200) afin de récupérer le benzène et le toluène de haute
pureté.
La coupe C8+ sera acheminée, comme charge d’alimentation, vers l’Unité de
récupération du Para-xylène (unité 400) afin de produire du para-xylène de haute pureté. La
coupe GPL, la coupe C5 et la coupe C7 sont acheminées à la limite de batterie en tant que
produits finis. Les produits vapeur de 100-C-53 (gaz net de magnaforming) sont également
purifiés dans la section de post-fractionnement.
Le gaz net purifié est envoyé principalement à l’Unité HPU comme charge pour
générer de l’hydrogène de haute pureté. Le gaz net purifié à l’équilibre est acheminé à l’Unité
d’hydrotraitement du Naphta (NHU) pour l’hydrotraitement du naphta de distillation directe.
III-4 -2 -d Section d’absorption du gaz net du Magnaforming (Colonnes 100-C-53 et
100-C-3) :
Dans la section de réaction du Magnaforming, le produit gazeux du 100-V-5 est
envoyé au compresseur du gaz de recyclage du magnaforming (100-TK-51). Le gaz net du
Magnaforming est soutiré du refoulement du 1er étage du 100-TK-51 sous contrôle de
pression (100-PV-1604). Le gaz net est envoyé au système d’absorption du gaz net dans la
section de post-fractionnement pour purification.
L’objectif du système d’absorption du gaz net est de récupérer les hydrocarbures
autant que possible du gaz net, ainsi pour générer une charge d’alimentation plus pure pour
l’unité HPU (unité 900) en termes de concentration d’hydrogène. Un courant d’huile pauvre
(produit C8+) est utilisé comme solvant pour extraire, du gaz net, les hydrocarbures plus
lourds. Le gaz net du refoulement du 1er étage du 100-TK-51 est à une température
relativement plus élevée que la température ambiante.
Chapitre III Reforming catalytique
Page 28
Il est refroidi d’abord dans le refroidisseur à eau du gaz net (100-E-63), ensuite envoyé
au séparateur du gaz net du Magnaformat (100-V-54). Un dépister est installé au sommet du
100-V-54 pour empêcher tout entraînement éventuel de liquide dans le courant de gaz. Le
condensat du 100-V-54 est envoyé à l’entrée de la 100-C-4 pour récupération supplémentaire
sous contrôle (100-LV-2302) de niveau du 100-V-54.
Le flux de gaz du 100-V-54 est envoyé à la partie de fond de l’absorbeur de gaz net du
Magnaforming (100-C-53). Il s’agit d’une colonne equipée de 25 plateaux de type à clapets.
Le solvant pauvre est alimenté au sommet de la colonne et le flux de gaz net entre dans le
fond de la colonne. L’huile pauvre absorbe les hydrocarbures plus lourds jusqu’à la limite de
la solubilité relative sous la pression et la température de traitement. Plus le rapport huile/gaz
ou la pression est élevé et plus la température est plus basse, plus les hydrocarbures sont
absorbés.
Le gaz net traité provenant du sommet de 100-C-53 sera probablement un peu
réchauffé à cause d`un degagement de chaleur provoqué par le phénomène d’absorption. Pour
assurer une concentration d’hydrogène dans le gaz net traité, le gaz net traité est refroidi à
nouveau dans le refroidisseur à eau du gaz net traité (100-E-64), et est envoyé au Séparateur
du gaz net traité (100-V-55). Un demister est installé au sommet du 100-V-55 pour empêcher
tout entraînement éventuel de liquide dans le flux de gaz. Le condensat du 100-V-55 est
envoyé à la colonne 100-C-4, pour récupération supplémentaire, sous contrôle de niveau du
100-V-55 (100-LV-2304). Le gaz net traité (purifié) est envoyé à OSBL sous contrôle de
contrepression.
La plus grande partie du gaz net purifié est envoyé à l’Unité HPU (unité 900) pour
produire de l’hydrogène de haute pureté. Le contrôle de séquences (100- PV-2302A/2302B)
sont appliqués pour le gaz net traité vers la HPU. Le gaz net purifié est acheminé vers le
Collecteur de gaz combustible ou vers le 100-V-3 de l`unité d’hydrotraitement du Naphta
(NHU).
L’huile riche (huile pauvre avec les hydrocarbures absorbés du gaz net) est collectée
au fond de 100-C-53, et envoyée au stripper d’huile riche (100-C-3) sous contrôle de niveau
(100-LV-2306). Avant d’arriver à 100-C-3, elle est combinée avec l’huile pauvre d’appoint au
refoulement des pompes d’appoint d’huile pauvre (100-MP-69A/B).
L’huile pauvre d’appoint est un produit soutiré de la coupe latérale refroidie du splitter
des xylènes (400-C-51 A/B) de l’unité de récupération du paraxylène (unité 400). Elle est
acheminée par la pompe 100-mp-69 a/b. le taux d’huile pauvre d’appoint est sous contrôle de
débit (100-FV-2306) du refoulement de 100-MP-69 A/B.
Chapitre III Reforming catalytique
Page 29
Le but du stripper d’huile riche (100-C-3) est de séparer les hydrocarbures adsorbés de
l’huile riche et de générer de l’huile pauvre, qui est recyclé vers la partie supérieure de 100-C-
53. L’objectif est d’établir un débit équilibré entre 100-C-53 et 100-C-3 avec ajustement du
taux d’appoint d’huile pauvre. Normalement, cela est réalisé à travers la stabilisation du flux
de fond de 100-C-3. Le Stripper d’huile riche (100-C-3) est une colonne équipée de 24
plateaux à clapets. L’alimentation à la colonne est l’huile riche combinée provenant de
l’absorbeur du gaz net (100-C-53).
Après préchauffage dans l’échangeur alimentation/fond (100-E-5), l’alimentation entre
dans la colonne au niveau du plateau #10 en fonctionnement normal. L`apport de chaleur au
fond de la colonne est fourni par le rebouilleur du stripper d’huile riche (100-F-3). Le 100-F-3
est un four rebouilleur de type vertical. Le régulateur de température (100-TIC-2405) sur la
partie du fond de la Colonne 100-C-3 contrôle le débit de gaz combustible vers le 100-F-3.
Les vapeurs de tête de la colonne sont partiellement condensées dans l`aero-refrigerant (100-
EA-2) et dans le condenseur de réglage à eau (100-E-62). Les incondensables se séparent du
liquide dans le récepteur de tête 100-V-4. Le liquide de 100-V-4 est recyclé en partie, au
moyen des Pompes de reflux 100-MP-70 A/B, dans la 100-C-3 comme reflux, et l`autre partie
est envoyée comme produit net de tête à la 100-C-4 pour récupération supplémentaire.
Le débit de reflux est sous contrôle automatique local, et le produit net de tête est
contrôlé par la boucle de régulation de niveau du 100-V-4. Le produit net du fond (huile
pauvre) quitte la colonne sous le contrôle de débit qui est en cascade avec le contrôle de
niveau du fond. Le régulateur de niveau de fond fonctionne seulement lorsque le niveau est
au-dessus du niveau admissible, qui est soit plus élevé que le point de consigne «High Level»,
ou bien plus bas que le point de consigne « Low Level ». Une boîte fonctionnelle de sélecteur
de haut signal et de sélecteur de bas signal a été conçue pour réaliser cet objectif. L’huile
pauvre est envoyée à la 100-C-53 comme huile pauvre, après refroidissement à la température
ambiante dans l’échangeur alimentation/fond (100-E-5) et le refroidisseur à eau (100-E-69
A/B).
L’huile pauvre refroidie entre dans la 100-C-53 au-dessus du plateau #1. La pression
de la colonne est contrôlée en cascade avec le débit de gaz de décharge du récepteur 100-V-4
au moyen de la vanne de contrôle 100-PV-2401. La pression “high-high” de tête de la
colonne, ou la pression “low-low/high-high” de gaz combustible/gaz pilote de brûleur de 100-
F-3, ou la pression “high-high” du corps du 100-F-3, ou bien le débit “low-low” de circulation
du serpentin du 100-F-3 coupera la fourniture du gaz combustible aux brûleurs du 100-F-3.
Chapitre III Reforming catalytique
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III-5 Chimie du procédé : III-5-1 Principales réactions chimiques du prétraitement de naphta :
Le but de cette section prétraitement est d’éliminer les impuretés contenues dans les
différentes fractions pétrolières sous forme d’azote, oxygène, souffre en plus des métaux. Les
impuretés représentent un poison temporaire ou permanent pour le catalyseur de
magnaforming. En plus elles sont nuisibles à la bonne qualité des produits obtenus pour des
raisons de pollution et de corrosion. Le traitement de la charge se fait par démétallisation des
métaux par le catalyseur par contre l’élimination de l’azote, oxygène, souffre se fait par des
réactions chimiques, par catalyseur bimétallique (nickel / molybdène).
Telles que:
R – SH + H2 RH + H2S Q = - 17 kcal / mole
R – NH2 + H2 RH + NH3 Q = - 13 kcal / mole
R – OH + H2 RH + H2 Q = -24 kcal / mole
Ce sont des réactions exothermiques avec une consommation d’hydrogène provenant
de la section Magnaforming assuré par appoint avec deux compresseurs volumétriques
identique d’une part, et d’autre part deux compresseurs du même type assurent le recyclage du
gaz riche d’hydrogène à la section.
III-5-2 Principales réactions chimiques du Magnaforming :
III-5-2 -1 Réactions désirables :
Les procédés reforming catalytique sont mis en œuvre sur des catalyseurs dits à double
fonction, constitués par un métal déposé sur un support acide. Cette association apporte :
Une fonction hydrogénante et déshydrogénante due au métal.
Des fonctions "acides" dues au support alumine Al2O3.
Ces catalyseurs permettent de réaliser les réactions que nous appelons élémentaires qui
sont:
Déshydrogénation des naphtènes.
Déshydrogénation des paraffines.
Isomerization des paraffines.
Déshydroisomérisation des alkylcyclopentanes.
Hydrocraquage des paraffines et des naphtènes.
III-5-2 -1-a Déshydrogénation des naphtènes:
Les aromatiques sont formés à partir des naphtènes par déshydrogénation ou
aromatisation. Le plus courant est le cyclohexane et ses dérivés.
Chapitre III Reforming catalytique
Page 31
Exemple :
Cette réaction est favorisée par une augmentation de température et une diminution de
pression et du rapport H2/HC . La vitesse de la réaction diminue avec l’augmentation du
nombre d’atomes de carbone de la charge .
Cinétiquement : c’est une réaction très rapide (E = +20 Kcal/mole).
La déshydrogénation est très importante par la valeur élevée des NO obtenus.
III-5-2 -1-b Déshydrocyclisation des paraffines en aromatiques :
Cette réaction est la plus difficile à réaliser en reforming. C’est une réaction
endothermique.
Cette réaction consiste en un réarrangement moléculaire très difficile d’une Paraffine
vers un Naphtène. Elle est favorisée par une basse pression et une haute température.
La transformation parallèle d’aromatique par déshydrogénation augmente en passant aux C7,
C6, C5 …. Etc.
Elle présente aussi des caractères voisins de la déshydrogénation mais elle est
beaucoup plus lente. L’énergie d’activation est 35 40 Kcal/mole,la vitesse augmente
considérablement avec le nombre de carbone. Elle est potentiellement très intéressante par
CH3 CH3
+ 3H2 ( H = 50 kcal / mole)
Méthyle cyclohexane Toluène
CH3-(CH2)5- CH3
CH3
+ 4H2 + ( H = 60 kcal/mole)
N-Heptane RON~ 0
Toluène RON= 120
Figure III-3 : Déshydrogénation des naphtènes
Figure III-4 : Déshydrocyclisation des paraffines en aromatiques
Chapitre III Reforming catalytique
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l’augmentation considérable du NO, car on part d’un NO très bas avec les paraffines linéaires
de la charge.
L’endothermicité pourrait constituer un service, mais pratiquement celle-ci est
composée par l’exothermicité du craquage à lieu dans le même réacteur.
Par contre la faible vitesse est un lourd handicap qui oblige à forcer les conditions opératoires,
ce qui exalte la réaction parasite de cokage.
III-5-2 -1-c Isomérisation des paraffines :
La réaction d’isomérisation est une réaction où la formule de l’hydrocarbure
reste la même, seule sa forme changera. Les réactions d’isomérisation sont légèrement
thermiques mais la chaleur dégagée est négligeable en comparaison avec l’hydrocraquage (de
l’ordre de H = - 2 Kcal/mole).
Les produits subissent ensuite d’autres réactions pour former des aromatiques ou des
paraffines plus petites.
Exemple de réaction d’isomérisation des paraffines :
FigureIII-5 : Isomérisation des paraffines
Cinétiquement : elle est très rapide et sa vitesse augmente avec le nombre de carbone
et de la structure iso (E = 20 Kcal/mole).
L'isomérisation est peu sensible à une variation de température et insensible à la
pression.Pour les pressions ou le rapport H2/HC élevés, on pourrait prévoir une chute de
vitesse due à la diminution de formation d’oléfines de départ.
III-5-2 -1-d Déshydroisomérisation des alkylcyclopentanes :
Le fait important est que la déshydrogénation déplace constamment le système vers les
aromatiques bien que l’équilibre entre les cyclo alcanes soit peu favorable au cycle en C6 en à
500 °C (10 % de cyclohexane se forme à 500 °C).
(Iso-Hexane)3-Méthylhexanen-Hexane
2,2 - Dim éthylpentaneN-Heptane
CH2 CH3C CH2
CH3
CH3
CH3
n-Butane Iso-Butane
Chapitre III Reforming catalytique
Page 33
Sur le plan du procédé : cette réaction est présentée avec une vitesse assez élevée et elle est
favorisée par :
Une augmentation de temperature.
Une pression qui n’a pas d’influence dans la première phase (cas de l'isomérisation du
diméthyle, 1,2-cyclopentane).
Une tendance à améliorer le NO par plus de production d’aromatiques.
Exemple :
Figure III-6 : Déshydroisomérisation des alkylcyclopentanes
III-5-2 -1-e Hydrocraquage des paraffines et des naphtènes :
L’hydrocraquage est une réaction favorisée par une température élevée. Elle permet de
craquer les paraffines et les naphtènes en présence d’hydrogène en produits plus légers liquide
ou gazeux. Elle est exothermique.
La réaction est complète dans la zone de travail (T°C = 480 ÷ 510 °C)
On observe un ordre positif par rapport à l’hydrogène et l’hydrocarbure donc par rapport
à la pression totale, elle a une très grande énergie d’activation
(E = 30 ÷ 50 Kcal/mole) , sa vitesse augmente avec le nombre de carbones et la structure ISO.
Finalement la réaction devient rapide aux températures élevées en raison du mécanisme type
ion carbonium, L’hydrocraquage donne des hydrocarbures légers surtout les C3, C4, C5.
L’augmentation du NO provient de l’obtention d’iso paraffines légères mais ceci est
acquis aux prix d’une diminution notable du volume liquide. La perte est due essentiellement
ici aux produits perdus sous forme de gaz, car les produits liquides ont une densité plus faible
que la charge malgré leur structure iso parmi les gaz formés.
Le CH4 est particulièrement en raison de la dilution de l’hydrogène de recyclage.
En conclusion, L’hydrocraquage réalise une amélioration du NO des paraffines lourdes bien
supérieure à celle de l’isomérisation, mais cependant moins intéressante que la
déshydrocyclisation et avec un rendement faible en volume.
Chapitre III Reforming catalytique
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Figure III-7 : Exemple d'hydrocraquage de paraffine
Figure III-8 : Exemple d'hydrocraquage de naphtènes
III-5-2 -2 Réaction parasites :
Les réactions parasites se produisent en général seulement dans les conditions de très haute
sévèrité de fonctionnement du Magnaforming (haute pression et haute température).
Chapitre III Reforming catalytique
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III-5-2 -2-a Hydrocraquage des paraffines :
C’est une réaction qui apporte une contribution à l’augmentation du NO mais aussi un risque
de dilution du gaz circulant par la présence des légères (C3H8 et C4H10). Sa vitesse est
comparable à celle de la déshydrocyclisation, elle augmente avec le nombre de carbones. Elle
devient rapide dès 480 °C.
III-5-2 -2-b Déméthylation :
La réaction de déméthylation se produit en général seulement dans les conditions de très haute
sévèrité de fonctionnement du Magnaforming (haute pression et haute température).
Figure III-9: Déméthylation
III-5-3 Formation de coke :
Elle fait intervenir un ensemble complexe et mal connu des réactions ou les
polycycliques de charge, les dioléfines formés. Jouent un rôle essentiel dans la formation des
polycycliques, des polymères et des cycles condensés qui constituent le dépôt de coke
désactivant le catalyseur.C’est en fait la nécessité d’éliminer ces réactions parasites qui amène
à opérer sous pression d’hydrogène.Les promoteurs polycycliques et dioléfiniques du cokage
sont ainsi hydrogénés.
La formation de coke est très favorisée par la présence des oléfines, des dioléfines et
des polyaromatiques, mais défavorisée par une augmentation de pression, du rapport H2/HC et
d'une diminution de la température.
La réaction est très complexe et le cokage s’accroît considérablement avec
l’augmentation du point final d’ébullition de la charge qui apporte d’une part des
nC8 NO = 0
i-C5H12 + C3H8 NO = 90
Chapitre III Reforming catalytique
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polycycliques, promoteurs potentiels de cokage, et d’autre part des longues promotrices
potentielles de cokage, pour éviter le cokage. En utilisant une pression d’hydrogène
suffisante, on arrive à rendre le cokage pratiquement négligeable.
La balance optimale des fonctions du catalyseur doit évidemment être réalisée. Pour
atteindre d’aussi faibles valeurs on notera, au passage la différence radicale avec le craquage
catalytique ou les 3 à 4% de coke sont acquis en une passe du catalyseur.
III-6- Les variables opératoires : III-6-a La température :
La température est la variable la plus commandé, c’est la plus efficace pour maintenir
le NO de sortie constant, elle diminue le long des lits catalytiques adiabatiques, par suite de
l'endothermicité, son niveau est relevé à la valeur voulue avant l'entrée dans le réacteur
suivant. D'autre part, la température est régulièrement augmentée au cours du temps, pour
maintenir le nombre d’octane de sortie constant, malgré la baisse d'activité du catalyseur,
provoquée par son cokage. L'augmentation de la température a pour effet : d'augmentation le
NO, et d'augmenter la production des légers (C1, C2, C3, C4), et augmenter le cokage. (doit
être restructuré), et de diminuer le rendement.
Figure III-10 : Influence de la température
III-6-b La pression :
Elle est de l'ordre de 10 à 40 atm. La diminution de pression provoque une
augmentation du NO, plutôt une légère augmentation de rendement, une diminution des
légers, d'où une essence plus lourde et un hydrogène plus pur, mais ceci au prix d'un cokage
important qui nécessitera des régénérations fréquentes.
Le cokage peut être partiellement compense en réduisant le point final de la charge,
pratiquement pour l'essence auto, le point final n'est pas abaisse au-dessous de 150 à160 °C.
Chapitre III Reforming catalytique
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Les basses pressions permettent d'excellentes performances en NO et en rendement en
essence et hydrogène.
Figure III-11 : Influence de la pression
III-6-c Vitesse spatiale ou temps de contact :
La vitesse spatiale horaire du liquide (LHSV) est définie comme le volume horaire de
la charge liquide passant à travers le réacteur divisé par le volume de catalyseur du réacteur et
il s’agit d’une indication de la sévérité du fonctionnement. La vitesse spatiale a un effet
principal sur la qualité du produit, tel que l’indice d’octane.
Une vitesse spatiale plus basse augmente la conversion. Pour les unités industrielles,
LHSV est une variable dépendante. LHSV de design est déterminée selon la capacité de
production et le volume du réacteur. Mais dans la pratique, LHSV peut varier pour des raisons
différentes, telles que charge insuffisante. Plus élevée est la vitesse spatiale, plus basse est la
qualité du produit, ou bien, moins de quantité de réaction permise.
Dans les paramètres de design normal du reforming, la vitesse spatiale a peu d’effets
sur les rendements du produit et la stabilité du catalyseur. A une vitesse spatiale très faible, les
réactions thermiques peuvent se produire à un degré suffisant pour diminuer le rendement du
reformat.
III-6-d Rapport molaire H2/HC :
Pour éviter le dépôt excessif de coke sur le catalyseur, le taux de gaz de recyclage
d’hydrogène doit être maintenu au rapport hydrogène/hydrocarbure du design ou au-dessus.
Un taux de gaz de recyclage plus élevé consommera plus d’énergie, mais prolongera la durée
du cycle de marche du catalyseur en diminuant le dépôt de coke sur le catalyseur.
Chapitre III Reforming catalytique
Page 38
L’hydrogène de recyclage est nécessaire pour maintenir la stabilité de la vie du catalyseur en
balayant le catalyseur des produits de la réaction. Le taux De formation de coke sur le
catalyseur varie en fonction de la pression partielle présente de l’hydrogène.
III-6-e Rapport Eau-Chlore :
L’un des facteurs les plus critiques dans la réussite de la conduite du Magnaforming
est l’environnement eau-chlorure du catalyseur. Tandis que l’équilibre eau-chlorure est
importante sur tous les catalyseurs de platine, il est plus particulièrement important sur les
catalyseurs bimétalliques. Les catalyseurs bimétalliques fonctionnent généralement à un
niveau plus bas de la teneur en eau du gaz de recyclage pour optimiser le rendement et la
stabilité du catalyseur. Cela induit une réponse lente de l’unité aux variations du taux
d’injection de chlore, ainsi qu`aux ajustements suite à des perturbations. A cause des niveaux
plus bas de la teneur en eau dans le gaz de recyclage, le chlore se dispersera plus lentement
sur les catalyseurs bimétalliques que sur les catalyseurs de platine. Par conséquent, cela
nécessitera beaucoup de temps avant l`atteinte d’une nouvelle valeur d`équilibre du chlore sur
le catalyseur.
Si le reformer dispose déjà d`une longue expérience antérieure avec le type de
catalyseur actuel et si la qualité de la charge reste constante ainsi que la sévérité, l’opérateur
peut simplement surveiller ces paramètres par rapport aux exigences de température d’entrée
du réacteur, du différentiels de température dans le réacteur, du rendement en gaz du
stabilisateur et du rendement en reformat. Ces données quotidiennes cohérentes peuvent
indiquer une faible activité ou bien une augmentation du craquage qui peut résulter d`un
mauvais contrôle du chlore.
III-6-f Charge
La caractérisation de la charge par type d’hydrocarbures (paraffines, naphtènes et
aromatiques) et une analyse de la distillation sont nécessaires pour prévoir les performances
de l’unité de Magnaforming en terme de rendements totaux en reformat liquide et en
hydrogène aussi bien que l’activité du catalyseur et la stabilité.
Il est supposé que les additions de chlore et d’eau à l’alimentation sont suffisantes
pour maintenir l’équilibre de chlore sur le catalyseur de Magnaforming à lit fixe à double
fonction
Chapitre III Reforming catalytique
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III-7 Poisons dans la charge III-7-a Soufre
Le soufre dans la charge de Naphta doit être normalement contrôlé dans l`intervalle
0.2 min à 0.5 max wppm. Les sources de soufre dans la charge sont inadéquates pour
l’hydrotraitement, et provoquent probablement des perturbations dans le stripper de l’unité
d’hydrotraitement. Les symptômes d’excès de soufre dans la charge sont une augmentation
des produits de coupes légères, une diminution de production de H2, une diminution de la
pureté du gaz de recyclage, une réduction de delta T du réacteur, une baisse de rendement en
C5+ du reformat et une augmentation de coke sur le catalyseur. La réponse pratique est de
minimiser la température d’entrée du réacteur et de doubler le taux d’injection de chlore.
III-7-b Azote
La concentration maximum admissible d’azote dans la charge de naphta est de 0.5
wppm. La source de contamination à l’azote est due à un hydrotraitement insuffisant en
amont, au naphta provenant du craquage thermique et à une utilisation incorrecte des
inhibiteurs du process. La réponse pratique est de localiser et d’éliminer la source d’azote, et
de procéder à des injections supplémentaires de chlore dans la charge. L’azote peut
provoquer, également, des dépôts de chlorure d’ammonium sur le catalyseur.
III-7-c Eau
Normalement, le niveau maximum recommandé d’eau est de 30 ppm mol dans le gaz
de recyclage, cela peut varier pour les différents catalyseurs des différents fournisseurs. Les
sources de contamination d’eau sont : un entraînement dans la charge de l’unité de
Magnaforming, un hydrotraitement insuffisant, une perturbation du stripper de
l’hydrotraitement, des fuites et un excès d’injection d’eau. Les symptômes d’excès d’eau
dans le système seront: une augmentation de production de coupes légères, une diminution de
production de H2, une diminution de la pureté du gaz de recyclage, une réduction de delta T
du réacteur, une baisse de rendement en C5+ dans le reformat, une augmentation de coke sur le
catalyseur et une augmentation de la teneur en HCl dans le gaz de recyclage.
III-7-d Métaux
Le niveau maximum de métaux dans la charge de naphta doit être au-dessous des
limites de détection. Ces métaux seront des poisons permanents pour le catalyseur.
Les sources de métaux peuvent être : le re-traitement de l’essence contenant du plomb,
quelques naphtha de distillation directe contenant de l’arsenic, les produits chimiques du
traitement d’eau, les inhibiteurs de corrosion, les agents anti-mousse et la calamine/rouilles.
Chapitre III Reforming catalytique
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III-8 Spécification techniques des charges et produits III-8-1 Alimentation à la section de prétraitement
Caractéristiques
Source d’alimentation RA1K Brut
Gamme de coupe nominale 65 – 150
Densité relative @ 15 °C 0,7309
Densité API 62,09
ASTM D86 Distillation °C
IBP °C ~ 68
5 Vol % °C 81
10 Vol % °C 85
30 Vol % °C 102
50 Vol % °C 109
70 Vol % °C 119
90 Vol % °C 132
95 Vol % °C 139
FBP °C ~ 150
Caractéristiques
Paraffines Pds% 59,05
Naphtalines Pds% 32,04
Aromates Pds% 8,91
Tableau III- 1 : Propriétés de la Coupe de Naphta comme charge de la section de
prétraiteme
Chapitre III Reforming catalytique
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III-8-2 Composition de Magnaformat
Tableau III- 2 : Composition de magnaformat
III-9 Réacteurs du Magnaforming (100-R-2/3/4/5)
Il y a quatre réacteurs sphériques à lit fixe dans l`unité Mgnaforming. Ce sont des
équipements existants. Ils sont d`un revêtement interne réfractaire pour isoler la calandre de la
haute température de réaction et ainsi pour réduire l’épaisseur métallique requise. Les pièces
métalliques, exposées à l`hydrogènes à haute température, sont construites en acier contenant
5% de chrome et 0.5% de molybdène pour résister à la fragilisation par l’hydrogène. Une
distribution appropriée des vapeurs à l’entrée est nécessaire pour utiliser au maximum le
Caractéristiques
Début Process (SOR) Fin Process (EOR)
C4 – Rend.alim.
Méthane Pds% 1,6 1,74 Ethane Pds% 2,7 3,13
Propane Pds% 4,0 4,64
i - Butane Pds% 2,1 2,44
n - Butane Pds% 3,1 3,60
C4 Oléfines Pds% / / Total Pds% 13,50 15,55
Composition
Parafines Pds% Vol%
29,7 / 35,7 30,2 / 36,2
Naphtalines Pds% Vol%
1,8 / 1,9 1,8 / 1,9
Aromates Pds% Vol%
68,5 / 62,4 68,0 / 61,9
Aromates Rend. alim.
Benzène Pds% 6,53 6,35
Toluene Pds% 16,33 15,59
C8s Pds% 21,67 21,06 C9s Pds% 10,28 9,94
C10s Pds% 3,02 2,91
C11 + Pds% / /
Total Pds% 57,83 55,85 P-Xylene Pds% 4,20 4,09
Chapitre III Reforming catalytique
Page 42
volume disponible de catalyseur. La caractéristique importante de distribution des vapeurs est
de fournir un temps de contact maximum avec une perte de charge minimum.
La mesure de température à différents niveaux dans le lit catalytique est essentielle
afin de déterminer l’activité du catalyseur et aide lors des opérations de combustion du coke.
Les réacteurs sont de type à écoulement simple. Il y a un distributeur d’entrée au moyen
duquel l’alimentation de réacteur est distribuée et les effluents du réacteur sortent à travers un
collecteur de sortie installé à la sortie du fond du réacteur. Une tubulure de décharge du
catalyseur équipée d’un fourreau pour le déchargement du catalyseur est installée au fond du
réacteur.
L’intérieur de réacteur se compose de trois sections : Un lit constitué de 2 couches de
billes en céramique, le lit de catalyseur et un lit constitué de 3 couches de billes en céramique.
Les hydrocarbures passent par les deux premieres couches du lit de billes en céramique
d`epaisseur respectivement chacune de 100mm et 150mm et de 6mm et de 3mm de diamètre
des billes. Ces lits de billes en céramique permettent une bonne distribution et empêchent
également toute perturbation au sommet du lit catalytique. Les hydrocarbures réagiront dans
le lit du catalyseur et ensuite les effluents du réacteur passent à travers les 3 couches du 2eme
lit de billes en céramique d`epaisseur chacune de 150mm et de 19mm, 6mm et 3mm de
diamètre des billes. Ces billes en céramique soutiennent le lit du catalyseur et empêchent la
migration du catalyseur en aval.
Chapitre IV catalyseur industriels de reforming
Page 43
IV -1 Introduction : Les catalyseurs industriels constituent le cœur des procédés de raffinage, ils
conditionnent leur évolution future. De plus en plus les procédés catalytiques se développent
aux dépend des procédés thermiques. La découverte de nouveaux catalyseurs conditionne le
développement des nouveaux procédés.
Les pétroles bruts, riches en carbone et hydrogène contiennent de nombreuses
impuretés " fatales" : hétéroatomes, soufre, azote, oxygène, métaux (à l'état de traces) tels que
vanadium, nickel et parfois arsenic. Ces pétroles bruts sont constitués d'innombrables
composés : paraffines, aromatiques, cycloparaffines, hétérocycles. Ainsi l'extrême diversité
des pétroles bruts et de leurs constituants, doivent être opposés à la fois aux spécifications de
plus en plus sévères des produits du raffinage, l'évolution constante de la demande mondiale
et les contraintes en termes de rejets liées à l'environnement.
IV -2 Evolution des procédés catalytiques : Les premières raffineries étaient fondées sur des procédés physiques de
fractionnement. La première unité catalytique apparaît vers 1927 (hydrogénation) puis est
suivie des procédés de craquage catalytique (Houdry, 1937) d'alkylation aliphatique,
d'hydrotraitement et finalement de reformage catalytique (Platforming, UOP, 1950). A cette
époque, la consommation pétrolière mondiale de produits raffinés est inférieure à 0.6 Gt par
an. Rapidement cette consommation est multipliée par cinq et passé à 3 Gt par an (1992).
Figure IV-1 : Historique des catalyseurs de raffinage
Chapitre IV catalyseur industriels de reforming
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IV -3 Catalyse hétérogène : IV -3 -1 Notions de catalyse hétérogène :
La catalyse hétérogène (ou catalyse de contact) vise à réaliser une transformation de réactifs
liquides ou le plus souvent gazeux, en employant un catalyseur solide. Le processus chimique
se déroule à l'interface solide-fluide, grâce à une adsorption des réactifs à la surface du solide.
Cette adsorption met en jeu des sites spécifiques capables de contracter avec les réactifs des
liaisons chimiques plus ou moins fortes. Les espèces adsorbées ainsi formées conduisent si le
catalyseur est bien choisi à la réaction désirée
IV -3 -2 Définition de la catalyse hétérogène :
Un catalyseur est un solide qui a la propriété d'accélérer une transformation chimique
thermodynamiquement possible. Les composés initiaux et les produits de la réaction
constituent une phase gazeuse ou liquide et le catalyseur solide se retrouve en principe
inaltéré à la fin de la réaction. Si le système réactionnel peut évoluer suivant plusieurs voies
thermodynamiquement permises, le catalyseur accélère sélectivement l'une de ces voies. Il a
donc un effet d'orientation sur l'évolution du système. Comme il ne figure pas dans l'équation
stœchiométrique de la réaction qu'il accélère, il ne peut modifier ses caractéristiques
thermodynamiques, notamment son G 0 , variation d'enthalpie libre standard. Il ne modifie
donc pas la position des équilibres qu'il aide à réaliser.
IV -3 -3 Différentes étapes d'une réaction catalytique : En catalyse de contact, la réaction se déroule entre les réactifs adsorbés à la surface du
catalyseur. Le cycle catalytique comporte cinq étapes consécutives qui peuvent avoir une
influence plus ou moins importante sur la vitesse globale de la transformation ces étapes sont
les suivantes :
1) diffusion des réactifs sur le catalyseur.
2) Adsorption des réactifs sur le catalyseur.
3) Interaction en surface des réactifs adsorbés.
4) Désorption des produits de la surface du catalyseur.
5) Diffusion des produits quittant la surface vers le milieu entourant le
catalyseur.
Les étapes 1 et 5 correspondent à des processus physiques de transfert de matière vers
le grain de catalyseur et à l'intérieur de ce grain généralement poreux, ainsi que l'illustre la
figure IV-2 : les étapes 2, 3 et 4 correspondent à des phénomènes chimiques dont l'ensemble
constitue la transformation chimique proprement dite.
Chapitre IV catalyseur industriels de reforming
Page 45
Figure IV-2: Différentes étapes d'une réaction catalytique
IV -4 Principaux types de catalyseurs en raffinage : Les phases actives des catalyseurs de raffinage sont rarement massiques, et le plus
souvent, dispersées sur un support oxyde.
Les catalyseurs massiques : sont exclusivement constitués de phase active. C'est le cas
des catalyseurs Claus (alumine de transition et/ou oxyde de titane), des catalyseurs
d'oligomérisation hétérogène (H 3 PO 4 solide, silice-alumine, zéolithes) et des supports
de certains catalyseurs bifonctionnels. C'est le cas des alumines ou chlorées,
supports des catalyseurs de reformage ou d'isomérisation des paraffines légères.
Les catalyseurs supportés: sont composés d'une phase active dispersée sous contrôle
sur un support oxyde préalablement mis en forme. C'est par exemple le cas des
catalyseurs de reformage catalytique constitués d'environ 0.5% de platine et d'un
promoteur dispersé sur un support d'alumine chlorée. A la différence des
catalyseurs massiques, l'utilisation d'un support oxyde préformé permet d'en maîtriser
la genèse et notamment l'optimisation des propriétés texturales, structurales,
mécaniques et de la morphologie.
Phase fluide
Catalyseur
C AL
C RL
C AP CRP
C AS C RS
C A C R
A R
C A , C R : concentrations de A (réactif) et R (produit) dans la phase fluide
C AS , C RS : concentrations de A et R à la surface du catalyseur
C AP , C RP : concentrations de A et R à l'intérieur du catalyseur (pores)
C AL C RL : concentrations de A et T sur le site actif L du catalyseur
Chapitre IV catalyseur industriels de reforming
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Une troisième catégorie : de catalyseur est constituée par ceux issus d'une opération
unitaire combinant la mise en forme et l'ajout d'une phase
active ou des sels précurseurs. A cette catégorie peuvent être rattachés les catalyseurs
d'hydroraffinage comalaxés, les catalyseurs de craquage catalytique, véritables
"composites" obtenus après séchage par atomisation et certains catalyseurs
hétérogènes obtenus par coagulation en goutte d'un mélange d'hydrogel d'alumine et
de zéolithe.
Les catalyseurs "homogènes" : sont élaborés à partir des complexes organométalliques
interagissant avec un milieu solvant approprié. Ils sont ajoutés à l'état de traces dans le
milieu réactionnel. Ils interviennent notamment en oligomérisation d'oléfines légères
pour la production des carburants, dans l'adoucissement des essences et des kérosènes,
dans le traitement de finition des effluents de la réaction de claus.
IV -5 Détermination des propriétés catalytiques : L'activité : d'un catalyseur exprime sous différentes formes la vitesse de transformation
des réactifs dans des conditions opératoires données. Une bonne activité se traduit par
une vitesse de réaction élevée permettant soit d'utiliser peu de catalyseur, soit d'opérer
dans des conditions opératoires peu sévères et notamment à une température
relativement basse.
La sélectivité : caractérise l'aptitude du catalyseur à activer essentiellement la
transformation des réactifs vers le produit recherché parmi tous ceux dont la formation
est possible. Une sélectivité élevée permet d'obtenir de bons rendements du produit
désiré, en rendant minimum les réactions parasites.
La stabilité : est définie par le temps pendant lequel l'activité et la sélectivité du
catalyseur restent inchangées. En fait ces propriétés évoluent plus ou moins vite dans
le temps.
Chapitre IV catalyseur industriels de reforming
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Propriétés Définition
Activité
Capacité du catalyseur à activer la transformation d'une charge en produits.
Elle s'exprime en :
Kg de réactif converti / Kg de catalyseur. heure
%du réactif converti
Moles de réactifs transformées / m 2 de catalyseur. seconde
Molécules de réactifs transformées / site. seconde.
Sélectivité
Capacité du catalyseur à activer la transformation vers le produit recherché
parmi tous ceux possibles.
S'exprime en pourcent par rapport à la fraction transformée.
Stabilité S'exprime par la durée (heures, mois, années) pendant laquelle le catalyseur
maintient l'activité et/ou la sélectivité visée.
Tableau IV-1 : Propriétés catalytiques
IV -6 Catalyseur du reforming catalytique Le catalyseur du Reforming est hétérogène et se compose d’un matériau de support de
base (généralement Al2O3) sur lequel les métaux catalytiquement actifs sont placés. Le
catalyseur bimétallique contient du platine et un deuxième métal, le rhénium, pour répondre à
l’augmentation des exigences de sévérité (pression plus basse, indice d’octane plus élevé), et
présenter une amélioration considérable de l’activité et de la stabilité du catalyseur. Les
métaux du catalyseur sont généralement ajoutés à un niveau inferieur à 1 % pds du catalyseur
au moyen d`une technique qui assure un haut niveau de dispersion métallique sur la surface
du catalyseur. Le catalyseur du Magnaforming est un catalyseur typique à double fonction, en
signifiant que certaines réactions sont catalysées par la fonction acide, tandis que les autres
sont stimulées par la fonction métallique (hydrogénation-déshydrogénation) du catalyseur.
Pour assurer la double-fonctionnalité du catalyseur, un stimulateur tel que le chlore est ajouté
d’une façon continue.
Le Platine est considéré pour servir de site catalytique pour les réactions
d’hydrogénation et de déshydrogénation et l’alumine chlorée fournit un site acide pour les
réactions d’isomérisation, de cyclisation et d’hydrocraquage
Chapitre IV catalyseur industriels de reforming
Page 48
Figure IV-3 : Catalyseur bifonctionnels du reforming catalytique
IV -6-1 Les fonctions du catalyseur R-86 :
Une fonction hydrogénante-déshydrogénante : apportée par la présence d'un métal. Cet
élément doit être actif et stable aux températures de réaction (environ 500°C); il favorise la
formation d'aromatiques et l'hydrogénation des oléfines intermédiaires, évitent ainsi la
cokéfaction.
Une fonction acide : fournie par le support oxyde d'aluminium activé. Il détermine
l'activité catalytique dans les réactions d'isomérisation et d'hydrocraquage. Pour renforcer
l'acidité de l'oxyde d'aluminium, on y ajoute 0.5 à 2% de chlore. Il favorise moins les
réactions de craquage et en plus stabilise la haute dispersité du platine par formation d'un
complexe avec le platine et l'oxyde d'aluminium.
Les propriétés du métal et du support sont maintenues en équilibre durant toute la durée du
cycle.
Chapitre IV catalyseur industriels de reforming
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IV -7 mécanisme réactionnels Le mécanisme d’action de ce catalyseur est aujourd’hui relativement bien connu et
repose essentiellement sur la fonction hydrogénante-déshydrogénante du métal noble (le
platine) et sur la fonction acide apportée par le support (l'alumine).
Types de réaction Catalyseur Température Pression
Déshydrogénation des naphtènes Métallique Haute Basse
Isomérisation des Acide Basse* -
Naphtènes
Isomérisation des Paraffines Acide Basse * -
Déshydrocyclisation des Paraffines Métallique/Acide Haute Basse
Hydrocraquage Acide Haute Haute
Déméthylation Métallique Haute Haute
Désalkylation aromatique Métallique/Acide Haute Haute
Tableau IV-2 : Conditions opératoires favorables aux différentes réactions
IV -7-1 Hydroisomirisation, hydrocraquage, déshydrocyclisation, coke :
Ces réactions font intervenir les deux types de fonction catalytique selon le schéma
global, selon la figure IV-4:
Figure IV-4 : Mécanisme impliquant la bifonctionnalité du catalyseur
La cyclisation se fait par l’intermédiaire de cycles en C5, le pivot de cette
transformation est l’ion carbonium ou carbocation qui peut subir les mêmes transformations
primaires qu’en craquage catalytique. Le carbocation est formé selon les réactions
élémentaires suivantes, par addition facile d’un proton du support acide sur une oléfine :
R C H C H R 1 + H + R C H C
+H R 1
Chapitre IV catalyseur industriels de reforming
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L’oléfine est formée en phase adsorbée grâce aux fonctions déshydrogénante du platine.
Le carbocation formé avec H+ en phase adsorbée est susceptible de subir les transformations
suivantes :
Isomérisation :
Parallèlement à l’isomérisation du squelette, la charge du carbocation se déplace dans le sens
d’augmentation de stabilité du carbocation, qui est le suivant :
Primaire > secondaire > tertiaire Craquage :
On obtient une iso-oléfine légère et un carbocation plus léger. Le craquage intervient sur
la liaison située en ß du carbone chargé, la coupure est hétéro lytique, L’oléfine apparaît sur le
fragment qui portait la charge, on conçoit de ce fait la possibilité d’obtenir préférentiellement
une iso-oléfine.
En effet, l’isomérisation du squelette du carbocation est en général plus rapide sous
craquage en position ß, ceci favorise donc la formation du carbocation tertiaire qui par
craquage, donne forcement une iso-oléfine.
Cette iso-oléfine est très rapidement hydrogénée en iso-paraffine par une nouvelle
intervention des fonctions hydrogénante du platine.
Par ailleurs, le craquage n’est favorisé que si les 2 fragments sont aux moins en C3 ce qui
explique la faible quantité de gaz C1 et C2 formés.
Le nouveau carbocation peut subir les mêmes évolutions que le carbocation initial.
Conjointement lors des réactions d'isomérisation, de craquage et de cyclisation, tous les
carbocations peuvent donner une oléfine s'ensuit alors la restitution du proton au support
acide et l’oléfine s’hydrogène immédiatement sur le platine.
Dans l'isomérisation et le craquage, il y a donc bien intervention des deux types des fonctions
catalytiques.
R CH C+H R 1 R CH
CH 3
C+H 2 R C
+CH 3
CH 3
C+R 1
R 2
C H 2 CH 2 CH 3 C C H 2
R 1
R 2
+ C+H 2R 3
Chapitre IV catalyseur industriels de reforming
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IV -7-2 Cyclisation suivie de déshydrogénation ou de déshydrocyclisation :
La cyclisation d’une paraffine donne un aromatique selon un mécanisme dans lequel
on peut tenter de faire intervenir la bi fonctionnalité du catalyseur, selon la figure IV-5 :
Figure IV-5 : mécanisme de cyclisation d'une paraffine en aromatique
Grâce à cette conversion de la paraffine en aromatique avec libération de l'hydrogène, le nom
de déshydrocyclisation a été donné à cette réaction. Il est possible aussi que la cyclisation ait
lieu par l’intermédiaire de cycle en C5.
IV -7-3 formation de Coke :
Le coke se forme par une suite de déshydrocyclisation qui donnent des
polyaromatiques condensés, très lourds et de structure graphique; les poly-cyclisations
peuvent se produire à partir d’alkyls aromatiques ou de molécules très insaturées, telles que
les dioléfines qui pourraient se former sur le catalyseur. C’est pour éviter ou réduire la
formation de coke que l'on doit opérer sous pression d’hydrogène assez élevée. Les structures
très insaturées de polyaromatiques de la charge, qui sont des précurseurs de coke, sont
sélectivement hydrogénées sur le platine.
Le mécanisme cyclique et de formation de coke est en fait encore sujet à controverse.
Cependant on doit bien le faire entrer dans le cadre de I ‘intervention de la bifonctionnabilité
du catalyseur, du moins dans les sévères conditions opératoires de la reformation.
Un résumé de l'ensemble des transformations des réactions sur le catalyseur bifonctionnel de
la reformation est donné dans la figure IV-6 :
Pour la compréhension, quelques remarques sont nécessaires :
(1) = Evolution des carbocations initiaux
(2) = Evolution des carbocations de seconde génération
Chapitre IV catalyseur industriels de reforming
Page 52
Les transformations qui ont lieu sont les suivantes :
Paraffines en isoparaffines
Paraffines en isoparaffines légères : 1 H2 consommé par craquage
Paraffines en aromatiques : 4 H2 produit par cyclisation
L'intérieur du cadre concerne la phase adsorbée sur le platine et/ou l'aluminium
L'extérieur du catalyseur la phase gazeuse.
A l'intérieur du catalyseur, les zones entourées correspondent aux espèces adsorbées
sur le platine et/ou l'alumine.
Sur les sites métalliques intervient également la réaction de conversion des naphtènes
en aromatiques avec libération d'hydrogène
H2 désigne un hydrogène dont le bilan de consommation ou de production est nul
Figure IV-6 : schéma de l'ensemble des transformations de la reformation à partir des
paraffines
Chapitre IV catalyseur industriels de reforming
Page 53
IV-8 Désactivation du catalyseur : On observe fréquemment une baisse plus ou moins rapide de l'activité ou de la sélectivité du
catalyseur, par disparition ou blocage progressif des centres actifs.
La perte d'activité est généralement due à trois causes principales :
Les causes physiques.
L'empoisonnement par les impuretés.
L'encrassement par cokage.
IV-9 –a Les causes physiques :
la fracturation des grains du catalyseur, leur attrition ou leur abrasion entraînent une
augmentation de la perte de charge (lit fixe) ou une production de fines poudres (lit
mobile, lit fluidisé).
Le bouchage de la macroporosité externe par des impuretés de la charge.
Le phénomène de frittage est une des causes physiques majeures de désactivation de
catalyseurs. s'effectue par deux mécanismes principaux :
Le premier concerne la migration des cristallites : les particules se déplacent à la
surface du support et coalescent pour former de plus grosses.
Le deuxième suppose la dissociation des agrégats métalliques en espèces
métalliques ou moléculaires.
L'agglomération des cristallites par frittage constitue en fait la principale cause de
vieillissement des catalyseurs : le frittage entraîne une diminution sensible de la surface active
et parfois de l'aire spécifique totale.
IV-8 –b Empoisonnement par des impuretés :
En général, les produits considérés comme poisons des catalyseurs métalliques sont des
molécules hétéroatomiques portant des doublets libres. Les ions (ou atomes) métalliques
ayant une couche électronique pleine (Pb, Hg) ou plus qu'à demi remplie (Cu2+) sont
également nocifs. De même, les amines empoisonnent les catalyseurs acides employés en
craquage ou en isomérisation.
En fait la molécule de poison s'adsorbe préférentiellement sur certains sites de la surface du
métal, car le facteur d'empoisonnement dépend de la taille des cristallites. L'empoisonnement
est donc une réaction sensible à la structure du catalyseur.
IV-8 –c Encrassement par cokage :
Les transformations catalytiques d'hydrocarbures s'accompagnent souvent de réactions
secondaires, produisant des effets indésirables. Il se forme notamment des composés lourds,
Chapitre IV catalyseur industriels de reforming
Page 54
non désirables, qui bloquent progressivement les centres actifs. On observe alors en cours de
fonctionnement une baisse d'activité, plus lente pour les catalyseurs de reformage.
IV-9 Les performances de catalyseur :
Constituants Début de cycle (%) Fin de cycle (%)
H2 83.48 78.55
c1 4.50 6.30
c 2 4.68 6.35
c3 4.12 4.75
ic4 1.22 1.37
nc4 1.03 1.28
ic5 0.53 0.65
nc5 0.21 0.34
c6 0.23 0.41
PM 7.67 9.56 Indice
d’octane 96, 3 85,2
Tableau IV-3 : Composition de gaz de recyclage Maganforming
Désignation Reformat léger Reformat lourd
projet (200) actuelle projet (u 400) actuelle
non aromatiques 62,7896 72,86 à 77,53 0,14 1,45 à 3
benzène 31,9034 18,94 à 17,03 / /
toluène 5,3064 8,20 à 5,44 0,86 / p-xylene 0,0003
/ 14,06
58,91 29,76 à 29,40 m -xylene / 27,05 ethyl benzène 0,0003 17,80
0 -xylene / / 15,43 15,42 à 15,43 aromatiques c9+ / / 24,66 53,37 à 52,77
Tableau IV-4 : Composition de reformat en % poids
Chapitre IV catalyseur industriels de reforming
Page 55
Réacteurs Design Actuel
P (Kg/cm2) P (Kg/cm2)
R2 0,45 1,75
R3 0,35 1,5
R4 0,35 0 ,8
R5 0,45 1 ,2
P 1,9 5,25
Tableau IV-5:Perte de charge du lit catalytique
Tableau IV-6 : Chute de température du lit catalytique
Son évolution montre des signes de mauvaise performance :
Chute progressive de l'indice d'octane.
Diminution du rapport H2/HC
Augmentation des non-aromatiques dans le reformat lourd.
Augmentation de perte de charge
Chute de température
Il y a lieu de rappeler qu'au-delà de 2% de non-aromatiques dans le reformat lourd on sort
des spécifications du Mélange-Xylènes.
R2 R3 R4 R5
T°C-entrée 450 488 522 522
T°C-sortie 391 450 506 518
T -59 -38 -16 -4
Design -50 -40 -20 -8
Chapitre V : Etude spécifique de la régénération
Page 56
V-1 Introduction :
La protection du catalyseur est l’une des préoccupations importantes sur l’unité de
Magnaforming du fait du prix élevé du catalyseur et de sa susceptibilité à une détérioration
irréparable en cas d’erreur de fonctionnement
V-2 La régénération: L’opération de la régénération du catalyseur est nécessaire l’ors que le catalyseur
présente une dégradation de ces performances dû à un dépôt de coke (perte d’activité).Quand
les performances atteignent un niveau inacceptable (température maximal), Le produit
conforme aux spécifications n’est plus possible, par exemple, la production d’hydrogène, le
rendement en aromatiques et le rendement en reformat liquide. La perte de charge à travers le
lit catalytique devient trop élevée durant le fonctionnement normal à cause de dépôts sur le
système des pores du catalyseur.il est nécessaire de procéder à la régénération du catalyseur
pour lui restituer, au moins partiellement, ses performances initiales. La régénération
demandera toujours une quantité substantielle d’oxygène, même après de courtes périodes sur
le flux de catalyseur. Les dépôts de carbone sur le catalyseur varieront entre 5 et 25 % pds.
Pendant la régénération du catalyseur de Magnaforming, il y a quatre paramètres majeurs du
process qui affecteront le résultat de la régénération :
La pression.
Température.
La vitesse spatiale.
La teneur en oxygène.
La régénération est faite :
Soit cyclique grâce à un réacteur supplémentaire dans les procédés à régénération
fréquente.
Soit en discontinu, en arrêtant l’installation, dans les procédés semi régénératifs après
une durée de fonctionnement qui peut être de 2 à3 mois.
Le procédé à lit circulant est effectué de façon continue.
Chapitre V : Etude spécifique de la régénération
Page 57
V-3 Détérioration du catalyseur du fait d'un dépôt de coke causé par la
charge de départ :
L'accumulation du coke sur le catalyseur de Magnaforming est contrôlée par le débit
de gaz de recyclage. Sous des conditions opératoires données. Le carbone s'accumule sur le catalyseur pour former un dépôt égal à la quantité enlevée de la
tour de régénération. La quantité de dépôt de carbone est augmenté par :
L'élévation de la température du catalyseur
La réduction de la pression du réacteur
La réduction du recyclage d'hydrogène
La distillation d'une charge dont le point final est élevé résultant d'un des effets ci-
dessus aura tendance à réduire la durée de vie du catalyseur.
Lorsque le coke ou le carbone s'accumule sur le catalyseur, les symptômes suivants
sont constatés, au fur et à mesure que l'accumulation de carbone devient importante:
Perte de qualité du produit à température et taux de charge identiques.
Baisse continue de température de tous les réacteurs (généralement plus prononcée
dans le premier réacteur).
Réduction du volume de gaz d'appoint dans le séparateur
Réduction de la pureté de l'hydrogène dans le gaz de recyclage.
Les causes et mesures préventives du dépôt de carbone provenant de la charge de
départ peuvent être généralisées comme suit:
Distillation sous des conditions opératoires trop sévères.
S'assurer que la température du réacteur et toutes les mesures de débit sont correctes,
en permanence.
Pour une distillation sous des conditions opératoires très sévères, ne pas trop abaisser
le débit de charge du réacteur sans avoir au préalable réduit la température, afin de
compenser 1'effet de sévérité résultant de la réduction du débit de charge.
Charge de départ de distillation contenant un matériau à haute ébullition
Ne pas distiller une charge ayant un point d'ébullition final plus élevé que le point
spécifié pour l'unité. Le point final de la charge passe à environ 400°F, des naphtènes
et produits aromatiques sont présents en quantité suffisamment importante dans la
charge pour augmenter considérablement le niveau de carbone équilibré normal sur le
catalyseur.
Chapitre V : Etude spécifique de la régénération
Page 58
Ne pas distiller une charge de réacteur qui n'est pas extra- blanche (parfaitement claire,
incolore).
Distillation avec recyclage d'hydrogène insuffisant
Vérifier fréquemment le taux de recyclage pour s'assurer que le taux minimum
déterminé pour l'exploitation est maintenu.
Ne jamais verser de l'huile sur le catalyseur, même pendant un instant sans écoulement
de gaz de recyclage. Couper immédiatement l'écoulement d'huile en cas de panne du
compresseur de recyclage.
Distillation lorsque la pression du système de réacteurs est trop basse
La tendance à l'accumulation de carbone augmente au fur et à mesure que la pression
du réacteur baisse.
Toujours distiller à la pression de calcul.
V-4 Procédé de régénération du catalyseur R-86 de l'unité Magnaforming
Skikda :
Arrêt .
Combustion.
Oxychloration.
Réduction
Sulfuration.
V-4 –a Arrêt :
Une fois l’unité à l’arrêt, pressuriser le système avec N2 et dépressuriser pour
purger les HC. (Absence liquide).
H2 dans le gaz <1% vol
Hc dans le gaz <2% vol.
Dépressurisation du système à pression positive et procéder au platinage du circuit
réaction.
Remplissage avec de l’eau de lavage PH 8 à 9 les équipements de refroidissement
des effluents (de la base vers le sommet) et maintien du remplissage pendant 30
mn, puis drainage à terre.
Chapitre V : Etude spécifique de la régénération
Page 59
. Un minimum de 3 remplissages est recommandé l’eau doit être chaude 60°c à
80°c peut être utilisée pour le lavage.
V-4 -b Combustion du coke :
C’est l’élimination par combustion du coke déposé sur la surface du catalyseur
caractérisée par la réaction suivante :
4 CH + 5O2 4 CO2 + 2 H2O
Il y a trois phases de combustion :
1ère phase de la combustion : 2ème phase de la
combustion
3ème phase de la
combustion :
T°c entrées réacteurs = 371°c
T°c Max lits catalytiques
<482°c Max
[O2] dans GRM entre 0,4
0,8% molaire
T°c entrées réacteurs = 427°c
T°c Max lits catalytiques
<482°c
[O2] dans GRM = 0,8%
molaire
T°c entres réacteurs = 482°c
T°c Max lits catalytiques =
482°c
[O2] dans GRM 5,0% molaire
Tableau V-1 : Les différentes phases des réactions
Une fois l’O2 atteint la limite de 5,0% molaire, augmenter progressivement les T°c à
l’entrée des réacteurs à 482°c à raison de 14°c/h «04 heures » avec une pause à chaque
indication de combustion de coke sur un quelconque pallier de T°c.
Une fois que tout le carbone est brûlé, ceci est vérifié par la différence de température
(entrée-sortie) de chaque réacteur ( TRX) doit tendre vers zéro, ainsi que la concentration en
oxygène entrée et sortie de chaque réacteur devra rester constante. Une fois que la combustion
est terminée .
A la fin de la 3ème phase de combustion, procéder au refroidissement des réacteurs à
371°c à raison de 50°c/h en maintenant le % d’oxygène à 5% molaire avec le maximum de
gaz de circulation.
Si un programme de maintenance de l’unité est prévu, arrêt de la circulation de la solution
neutralisante et la drainer totalement à partir du ballon séparateur V-5. Rétablir la circulation
de nouveau avec une eau fraîche pendant 30 mn puis la vidanger Cette opération doit se
Chapitre V : Etude spécifique de la régénération
Page 60
poursuivre jusqu'à avoir une eau de circulation claire une fois cette condition remplie,
procéder à l’arrêt de la circulation d’eau avec drainage du ballon séparateur V-5 et des points
bas du circuit.
Extinction des fours, maintenir la circulation de gaz au maximum pour refroidir les lits
catalytiques. A environ 200°c, arrêt du TK51
V-4 –c L’oxychloration
Le but de cette phase de l’oxychloration, est de redisperser les métaux précieux (Pt,
Rh) sur la surface de l’alumine AL2O3 afin de restaurer l’activité initiale de la fonction
Hydro - déshydrogénant du catalyseur.
L’oxychloration est une attaque chimique à haute température des cristallites du
platine par l’oxygène et du chlore injecté avec la formation d’espaces métalliques ou
oxychlorures (catalyseur jaune) qui migrent sur la surface de l’alumine et se fixent sur les
sites libres de l’alumine en assurant la dispersion des métaux (cette opération est réalisée
lorsque tout le coke déposé a été parfaitement éliminé pendant la combustion).
La régénération, ou l’entretien de l’unité le système doit se trouver dans les
conditions suivantes :
T°c entrées réacteurs = 482°c
Teneur en [O2] du gaz de recyclage = 5,0% molaire
Débit de gaz dans le système au taux maximum
Circulation maximum de la solution neutralisante (minimum vis à vis de la capacité en
volume des batteries) MEA-3 environ 50m³/h.
Réduire les T°c entrées réacteurs à 427°c en 4heures de temps ; et le % d’O2 ne doit en
aucun cas descendre en dessous de 1,0% molaire et le contenu en CO2 <10% molaire
max.
Injection du DCP en commençant par le dernier réacteur Rx-5, ensuite le Rx-4 ; le Rx-3
et enfin le Rx-2 en respectant les quantités de l’agent chlorant pour chaque réacteur.
A la fin de l’oxychloration, augmenter les T°c entrées réacteurs à 482°c avec contrôle des
T°c des lits qui ne doivent pas dépasser la T°c de 510°c combustion éventuelle due à
l’agent de chloration.
Augmenter la pression partielle de l’O2 jusqu’à (0,7 à 1Kg/cm²) et maintenir cette étape
(c.à.d. augmentation débit air combustion). Ce qui correspond à 12% de [O2].Tout en
maintenant la pression partielle de l’O2 à (0,7÷1 Kg/cm²) augmenter la T°c entrées des
Chapitre V : Etude spécifique de la régénération
Page 61
réacteurs à 510°c et faire un palier de ½ heure, puis augmenter à 527°c et faire un palier
d’une ½ heure, revenir à 510°c et maintenir pendant 02 heures.
Refroidir les lits catalytiques en diminuant la T°c à 482°c, en 2heures
Purger le système avec N2 pour réduire le % d’O2 jusqu’à <0.5% molaire.
(dépressurisation et pressurisation avec N2)
Arrêt de l’injection de la solution neutralisante et poursuivre le lavage avec de l’eau
fraîche sans NaOH tout en drainant.
Arrêt de la circulation de l’eau une fois le lavage terminé.
Arrêt du TK-51 et drainage des points bas du circuit.
Dépressuriser le système toutes en laissant une pression positive au circuit.
Aussitôt, déplatiner le circuit catalytique.
Balayer le circuit avec de l’H2 électrolytique (environ 2000Nm³)
V-4 –d La réduction
L’étape de réduction a pour but la transformation des oxychlorures de platine
redispersés à la surface de l’alumine pendant l’oxychloration en platine métallique
(redispertion initiale du métal). Cette transformation est réalisée par la réaction chimique
suivante qui consomme de l’hydrogène (pur) comme réactif et produit aussi de l’eau
Oxychlorures de Pt + H2 (électrolytique) Pt métallique + eau
La présence de l’eau lors de la réduction favorise l’agglomération du platine
(mauvaise redispertion) dans ces cas drainé l’eau en continu dans les points bas du circuit.
V-4 –e sulfuration
Presulfiding du catalyseur c’est l’étape de l’injection du DMDS (Disulfure de diméthyle) qui
vient juste après l’étape de réduction qui se traduit par les réactions chimiques suivantes :
CH3-S-S-CH3 + 3H2 2H2S + 2CH4
H2S + Pt PtS + H2
Cette étape est nécessaire pour diminuer temporairement la trop forte activité des
métaux (Pt, Rh) qui ont étés formés durant la phase de réduction.
réacteurs R-2 R-3 R-4 R-5
Quantité DMDS injecté (litres) 9 12 25 50
Tableau V-2 : Quantité DMDS injecté (litres)
Chapitre V : Etude spécifique de la régénération
Page 62
Figure V-1 : Cycle activation - régénération
Chapitre V : Etude spécifique de la régénération
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V-1 Introduction :
La protection du catalyseur est l’une des préoccupations importantes sur l’unité de
Magnaforming du fait du prix élevé du catalyseur et de sa susceptibilité à une détérioration
irréparable en cas d’erreur de fonctionnement
V-2 La régénération: L’opération de la régénération du catalyseur est nécessaire l’ors que le catalyseur
présente une dégradation de ces performances dû à un dépôt de coke (perte d’activité).Quand
les performances atteignent un niveau inacceptable (température maximal), Le produit
conforme aux spécifications n’est plus possible, par exemple, la production d’hydrogène, le
rendement en aromatiques et le rendement en reformat liquide. La perte de charge à travers le
lit catalytique devient trop élevée durant le fonctionnement normal à cause de dépôts sur le
système des pores du catalyseur.il est nécessaire de procéder à la régénération du catalyseur
pour lui restituer, au moins partiellement, ses performances initiales. La régénération
demandera toujours une quantité substantielle d’oxygène, même après de courtes périodes sur
le flux de catalyseur. Les dépôts de carbone sur le catalyseur varieront entre 5 et 25 % pds.
Pendant la régénération du catalyseur de Magnaforming, il y a quatre paramètres majeurs du
process qui affecteront le résultat de la régénération :
La pression.
Température.
La vitesse spatiale.
La teneur en oxygène.
La régénération est faite :
Soit cyclique grâce à un réacteur supplémentaire dans les procédés à régénération
fréquente.
Soit en discontinu, en arrêtant l’installation, dans les procédés semi régénératifs après
une durée de fonctionnement qui peut être de 2 à3 mois.
Le procédé à lit circulant est effectué de façon continue.
Chapitre V : Etude spécifique de la régénération
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V-3 Détérioration du catalyseur du fait d'un dépôt de coke causé par la
charge de départ :
L'accumulation du coke sur le catalyseur de Magnaforming est contrôlée par le débit
de gaz de recyclage. Sous des conditions opératoires données. Le carbone s'accumule sur le catalyseur pour former un dépôt égal à la quantité enlevée de la
tour de régénération. La quantité de dépôt de carbone est augmenté par :
L'élévation de la température du catalyseur
La réduction de la pression du réacteur
La réduction du recyclage d'hydrogène
La distillation d'une charge dont le point final est élevé résultant d'un des effets ci-
dessus aura tendance à réduire la durée de vie du catalyseur.
Lorsque le coke ou le carbone s'accumule sur le catalyseur, les symptômes suivants
sont constatés, au fur et à mesure que l'accumulation de carbone devient importante:
Perte de qualité du produit à température et taux de charge identiques.
Baisse continue de température de tous les réacteurs (généralement plus prononcée
dans le premier réacteur).
Réduction du volume de gaz d'appoint dans le séparateur
Réduction de la pureté de l'hydrogène dans le gaz de recyclage.
Les causes et mesures préventives du dépôt de carbone provenant de la charge de
départ peuvent être généralisées comme suit:
Distillation sous des conditions opératoires trop sévères.
S'assurer que la température du réacteur et toutes les mesures de débit sont correctes,
en permanence.
Pour une distillation sous des conditions opératoires très sévères, ne pas trop abaisser
le débit de charge du réacteur sans avoir au préalable réduit la température, afin de
compenser 1'effet de sévérité résultant de la réduction du débit de charge.
Charge de départ de distillation contenant un matériau à haute ébullition
Ne pas distiller une charge ayant un point d'ébullition final plus élevé que le point
spécifié pour l'unité. Le point final de la charge passe à environ 400°F, des naphtènes
et produits aromatiques sont présents en quantité suffisamment importante dans la
charge pour augmenter considérablement le niveau de carbone équilibré normal sur le
catalyseur.
Chapitre V : Etude spécifique de la régénération
Page 58
Ne pas distiller une charge de réacteur qui n'est pas extra- blanche (parfaitement claire,
incolore).
Distillation avec recyclage d'hydrogène insuffisant
Vérifier fréquemment le taux de recyclage pour s'assurer que le taux minimum
déterminé pour l'exploitation est maintenu.
Ne jamais verser de l'huile sur le catalyseur, même pendant un instant sans écoulement
de gaz de recyclage. Couper immédiatement l'écoulement d'huile en cas de panne du
compresseur de recyclage.
Distillation lorsque la pression du système de réacteurs est trop basse
La tendance à l'accumulation de carbone augmente au fur et à mesure que la pression
du réacteur baisse.
Toujours distiller à la pression de calcul.
V-4 Procédé de régénération du catalyseur R-86 de l'unité Magnaforming
Skikda :
Arrêt .
Combustion.
Oxychloration.
Réduction
Sulfuration.
V-4 –a Arrêt :
Une fois l’unité à l’arrêt, pressuriser le système avec N2 et dépressuriser pour
purger les HC. (Absence liquide).
H2 dans le gaz <1% vol
Hc dans le gaz <2% vol.
Dépressurisation du système à pression positive et procéder au platinage du circuit
réaction.
Remplissage avec de l’eau de lavage PH 8 à 9 les équipements de refroidissement
des effluents (de la base vers le sommet) et maintien du remplissage pendant 30
mn, puis drainage à terre.
Chapitre V : Etude spécifique de la régénération
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. Un minimum de 3 remplissages est recommandé l’eau doit être chaude 60°c à
80°c peut être utilisée pour le lavage.
V-4 -b Combustion du coke :
C’est l’élimination par combustion du coke déposé sur la surface du catalyseur
caractérisée par la réaction suivante :
4 CH + 5O2 4 CO2 + 2 H2O
Il y a trois phases de combustion :
1ère phase de la combustion : 2ème phase de la
combustion
3ème phase de la
combustion :
T°c entrées réacteurs = 371°c
T°c Max lits catalytiques
<482°c Max
[O2] dans GRM entre 0,4
0,8% molaire
T°c entrées réacteurs = 427°c
T°c Max lits catalytiques
<482°c
[O2] dans GRM = 0,8%
molaire
T°c entres réacteurs = 482°c
T°c Max lits catalytiques =
482°c
[O2] dans GRM 5,0% molaire
Tableau V-1 : Les différentes phases des réactions
Une fois l’O2 atteint la limite de 5,0% molaire, augmenter progressivement les T°c à
l’entrée des réacteurs à 482°c à raison de 14°c/h «04 heures » avec une pause à chaque
indication de combustion de coke sur un quelconque pallier de T°c.
Une fois que tout le carbone est brûlé, ceci est vérifié par la différence de température
(entrée-sortie) de chaque réacteur ( TRX) doit tendre vers zéro, ainsi que la concentration en
oxygène entrée et sortie de chaque réacteur devra rester constante. Une fois que la combustion
est terminée .
A la fin de la 3ème phase de combustion, procéder au refroidissement des réacteurs à
371°c à raison de 50°c/h en maintenant le % d’oxygène à 5% molaire avec le maximum de
gaz de circulation.
Si un programme de maintenance de l’unité est prévu, arrêt de la circulation de la solution
neutralisante et la drainer totalement à partir du ballon séparateur V-5. Rétablir la circulation
de nouveau avec une eau fraîche pendant 30 mn puis la vidanger Cette opération doit se
Chapitre V : Etude spécifique de la régénération
Page 60
poursuivre jusqu'à avoir une eau de circulation claire une fois cette condition remplie,
procéder à l’arrêt de la circulation d’eau avec drainage du ballon séparateur V-5 et des points
bas du circuit.
Extinction des fours, maintenir la circulation de gaz au maximum pour refroidir les lits
catalytiques. A environ 200°c, arrêt du TK51
V-4 –c L’oxychloration
Le but de cette phase de l’oxychloration, est de redisperser les métaux précieux (Pt,
Rh) sur la surface de l’alumine AL2O3 afin de restaurer l’activité initiale de la fonction
Hydro - déshydrogénant du catalyseur.
L’oxychloration est une attaque chimique à haute température des cristallites du
platine par l’oxygène et du chlore injecté avec la formation d’espaces métalliques ou
oxychlorures (catalyseur jaune) qui migrent sur la surface de l’alumine et se fixent sur les
sites libres de l’alumine en assurant la dispersion des métaux (cette opération est réalisée
lorsque tout le coke déposé a été parfaitement éliminé pendant la combustion).
La régénération, ou l’entretien de l’unité le système doit se trouver dans les
conditions suivantes :
T°c entrées réacteurs = 482°c
Teneur en [O2] du gaz de recyclage = 5,0% molaire
Débit de gaz dans le système au taux maximum
Circulation maximum de la solution neutralisante (minimum vis à vis de la capacité en
volume des batteries) MEA-3 environ 50m³/h.
Réduire les T°c entrées réacteurs à 427°c en 4heures de temps ; et le % d’O2 ne doit en
aucun cas descendre en dessous de 1,0% molaire et le contenu en CO2 <10% molaire
max.
Injection du DCP en commençant par le dernier réacteur Rx-5, ensuite le Rx-4 ; le Rx-3
et enfin le Rx-2 en respectant les quantités de l’agent chlorant pour chaque réacteur.
A la fin de l’oxychloration, augmenter les T°c entrées réacteurs à 482°c avec contrôle des
T°c des lits qui ne doivent pas dépasser la T°c de 510°c combustion éventuelle due à
l’agent de chloration.
Augmenter la pression partielle de l’O2 jusqu’à (0,7 à 1Kg/cm²) et maintenir cette étape
(c.à.d. augmentation débit air combustion). Ce qui correspond à 12% de [O2].Tout en
maintenant la pression partielle de l’O2 à (0,7÷1 Kg/cm²) augmenter la T°c entrées des
Chapitre V : Etude spécifique de la régénération
Page 61
réacteurs à 510°c et faire un palier de ½ heure, puis augmenter à 527°c et faire un palier
d’une ½ heure, revenir à 510°c et maintenir pendant 02 heures.
Refroidir les lits catalytiques en diminuant la T°c à 482°c, en 2heures
Purger le système avec N2 pour réduire le % d’O2 jusqu’à <0.5% molaire.
(dépressurisation et pressurisation avec N2)
Arrêt de l’injection de la solution neutralisante et poursuivre le lavage avec de l’eau
fraîche sans NaOH tout en drainant.
Arrêt de la circulation de l’eau une fois le lavage terminé.
Arrêt du TK-51 et drainage des points bas du circuit.
Dépressuriser le système toutes en laissant une pression positive au circuit.
Aussitôt, déplatiner le circuit catalytique.
Balayer le circuit avec de l’H2 électrolytique (environ 2000Nm³)
V-4 –d La réduction
L’étape de réduction a pour but la transformation des oxychlorures de platine
redispersés à la surface de l’alumine pendant l’oxychloration en platine métallique
(redispertion initiale du métal). Cette transformation est réalisée par la réaction chimique
suivante qui consomme de l’hydrogène (pur) comme réactif et produit aussi de l’eau
Oxychlorures de Pt + H2 (électrolytique) Pt métallique + eau
La présence de l’eau lors de la réduction favorise l’agglomération du platine
(mauvaise redispertion) dans ces cas drainé l’eau en continu dans les points bas du circuit.
V-4 –e sulfuration
Presulfiding du catalyseur c’est l’étape de l’injection du DMDS (Disulfure de diméthyle) qui
vient juste après l’étape de réduction qui se traduit par les réactions chimiques suivantes :
CH3-S-S-CH3 + 3H2 2H2S + 2CH4
H2S + Pt PtS + H2
Cette étape est nécessaire pour diminuer temporairement la trop forte activité des
métaux (Pt, Rh) qui ont étés formés durant la phase de réduction.
réacteurs R-2 R-3 R-4 R-5
Quantité DMDS injecté (litres) 9 12 25 50
Tableau V-2 : Quantité DMDS injecté (litres)
Chapitre V : Etude spécifique de la régénération
Page 62
Figure V-1 : Cycle activation - régénération
Chapitre VI : Partie calcul
Page 63
VI-1 INTRODUCTION Nous allons calculer la quantité de coke formé dans les quatre réacteurs, pendant le
cycle (2013-2015), la quantité du Chlore à injecter et d'oxygène consommée pour brûler tout
le coke formé, De même qu'on va déterminer la masse de coke formé et la masse de
catalyseur dans chaque réacteur.
Une fois que la régénération du catalyseur est réalisée, nous avons essayé de faire une
analyse qualitative du catalyseur par microscope afin de contrôler la qualité de la
régénération.
VI-2 Calcul de la quantité du Chlore à injecter pendant la régénération du
Catalyseur R86 : VI-2-1 Conditions opératoires de la régénération :
Température ballon V5 = 28 ° C.
Pression du ballon V5 = 6.8 kg/cm2.
Débit de gaz de recyclage = 204300 Nm3/h .
Période de combustion = 267 heures.
Période d’oxychloration = 14 heures.
VI-2 -2 Calcul de la quantité de Chlore à injecter pendant la combustion :
Le tableau ci-dessous donne les valeurs de la tension de vapeur de l'eau à différentes
températures.
Tableau VI-1 : les valeurs de la tension de vapeur de l'eau à différentes températures.
La tension de vapeur de l’eau à 28 °C = 0.03847 kg/cm2.
Fraction molaire d’H2O = TVR / P.abs V5 = 0.03847/6.8 = 0,005658.
Nombre de moles d’H2O dans le gaz de recyclage = Q. gaz de recyclage x (frac mol
d’H2O ) x (1 / 22.4) = 204300 (Nm3/h) x (0.005658) x (1 / 22.4) (Kmoles / Nm3)
= 51.6039 Kmoles d’H2O/hr.
Quantité de chlore à injecter pendant la phase de combustion pour un rapport
Molaire de (20/1) :
Quantité de Cl = (51.6039 / 20) = 2.5801 Kmoles de cl/hr.
t (C°) 10 15 20 25 30 35 40 45 50
TVH2O
(kg/cm2) 0,012237 0,017335 0,023453 0,032631 0,042828 0,057104 0,075459 0,097893 0,125425
Chapitre VI : Partie calcul
Page 64
Propriétés du DCP (1.2 Dichloropropane) :
Pourcentage de chlore = 62.77 %
Densité = 1.156
Donc la quantité de DCP à injecter pendant la phase de combustion pour une durée
de 267 heures :
2.5801 (Kmoles/hr) x 35,453 (kg /Kmoles) x (1 / 0,6277) x (1 / 1.156) (litres/kg) =
126.0655 litres/hr.
Quantité totale de DCP injectée pendant la combustion :
126.0655 l/hr x 267 hr = 33659.49 litres.
VI-2 -3 Quantité de chlore à injecter pendant la phase d’oxydation :
Durée d’oxydation 14 heures à un rapport molaire H2O / Cl = 10/1 :
Quantité de Cl à injecter = (51.6039 x 1 / 10) = 5.1603 Kmoles de Cl/hr.
Quantité de DCP :
5.1603 x 35,453 (kg /Kmoles) x (1 / 0,6277) x (1 / 1.156) (litres/kg) = 252.1310 litres/hr.
Quantité de DCP à injecter pendant 14 heures d’oxydation :
252.1310 x 14 = 3529.83 litres
Quantité totale de DCP :
33659.49 + 3529.83 = 37189.32 litres
VI-3 Calcul de la quantité de coke brûlé par l’air dans les réacteurs : La combustion du coke, nécessite l'apport d'une certaine quantité d'oxygène (débit d'air), dans
cette étape on va déterminer la quantité d'oxygène nécessaire, et la quantité du coke brûlé.
VI-3 -1 Calcul de la quantité d'oxygène nécessaire pour brûler le coke :
Durée totale de la combustion dans les Réacteurs = 267 heures.
Quantité totale de DCP injectée pendant 267 heures = 33659.49 litres.
Quantité totale d’air injecté pendant la combustion = 488 081Nm3 .
Le volume d'oxygène (V2O ) représente 20.95% du volume d'air (V air = 488 081 Nm3)
Le nombre de moles total d'oxygène sera égal à :
Chapitre VI : Partie calcul
Page 65
4,222
2
OTO
Vn = (Vair x 0.2095)/22.4 = (488081 x 0.2095)/22.4 = 4564.86 kmoles .
Avec : V2O : volume d'oxygène dans l'air .
TOn2
: Nombre de mole total d'oxygène dans l'air .
Lors de la combustion du coke, on injecte le DCP. Le DCP va lui aussi brûler, donc il y aura
une consommation d'oxygène.
VI-3 -2 Calcul du nombre de mole d'O2 consommé lors de la combustion du DCP (1,1-
Dichloropropane) :
Formule chimique : C3H 6Cl 2
MDCP=112,99 kg/kmol
DCP=1,156 kg/L
m DCP = DCP x V DCP = 33659.49 x 1,156 = 38910.37 Kg.
Le nombre de moles total de DCP (n DCP ) :
n DCP = DCP
DCP
Mm
= (38910.37/112.99) = 344.37 kmoles
Calcul du nombre de moles O2 consommée par le DCP :
C3H6Cl2 + 4O2 3CO2 + 2HCL + 2H2O
D'après la réaction on remarque que le nombre de mole d'O2 est égal à 4 fois le nombre de
mole de DCP dans les conditions stœchiométriques.
n1= 4 nDCP = 4 x 344.37 = 1377.48 kmoles
Avec n 1 : le nombre de moles d'oxygène consommé par le DCP.
VI-3 -3 Détermination de la quantité du carbone :
4 CH + 5O2 4 CO2 + 2 H2O
Calcul du nombre de moles d'oxygène restant :
n2 = n TO2 - n1 = 4564.86 – 1377.48 = 3187.38 kmoles.
Avec n TO2: le nombre de moles total d'oxygène dans l'air de circulation.
Chapitre VI : Partie calcul
Page 66
n2 : l'oxygène consommé par le coke
D'après la réaction on remarque que le nombre de moles de carbone est égal au 4/5 du
nombre de mole d'oxygène restant et qui va être utilisé pour brûler le coke déposé sur la
surface du catalyseur.
nC = 54 n 2 =
54 x 3187.38 = 2549.90 kmoles .
nC : Le nombre de moles de carbone brûlé.
La masse totale de carbone brûlé (m C ) :
m C = 12,011 x n C = 12,011 x 2549.90 = 30626 Kg mC = 30626 kg
VI-3 -4 Calcul du pourcentage de carbone brûlé dans chaque réacteur (%C Rx) :
Le pourcentage de carbone brûlé dans chaque réacteur est donné par la formule :
%C R X = TTRx
avec Rx= R2, R3, R4, R5
TRX : la somme des différences de température (entrée – sortie) d'un réacteur
pendant la phase combustion (chaque heure).
T : la somme des différences de température des 4 réacteurs.
Cette formule est donnée par la firme UOP, pour calculer le %C R X .
TR2= 750°C ; TR3792°C ; TR4= 1652°C; TR5= 4924°C
D'où T = 8118°C
m C = 30626 Kg
%C R 2R = T
TR2
= 750 / 8118 = 9.23 %.
%C R 3R = TTR3 = 792 / 8118 = 9.75 %.
%C R 4R = TTR4 = 1652 / 8118 = 20.34% .
%C R 5R = TTR5 = 4924 / 8118 = 60.65% .
.
Chapitre VI : Partie calcul
Page 67
VI-3 -5 Calcul de la masse de carbone brûlé dans chaque réacteur :
La masse de carbone brûlé dans chaque réacteur est donnée par la formule suivante :
mc X = %C Rx. mC
Avec :
%C Rx : pourcentage de carbone dans les réacteurs R2, R3, R4, R5.
mC : masse total du coke brûlé en Kg.
mc X : masse de coke brûlé dans chaque réacteur en Kg.
Masse de carbone brûlé dans chaque réacteur (mXC ) :
Mc1 = %C R 2R x m C = 0.0923 x 30626 = 2829.53 Kg.
mc2 = %C R 3R x m C = 0.0975 x 30626 = 2987.99 Kg.
mc3 = %C R 4R x m C = 0.2034 x 30626 = 6232.53 Kg.
mc4 = %C R 5R x m C = 0.6065 x 30626 = 18576.87 Kg.
R-2 R-3 R-4 R-5
%C Rx 9.23 9.75 20.34 60.65
mc X (Kg) 2895.35 3058.47 6380.45 19025.29
Tableau VI-2 : La masse de carbone brûlé dans chaque réacteur
VI-3 -6 Calcul du pourcentage partiel de carbone brûlé en poids par rapport au poids
du catalyseur dans chaque réacteur (%C X ) :
Le pourcentage partiel de carbone brûlé en poids par rapport au poids du catalyseur dans
chaque réacteur est donné par la formule suivante :
%C X = X
C
mm
X (X de 1 à 4 pour R2, R3, R4, R5)
Avec : mX : masse du catalyseur dans chaque réacteur en Kg.
Pour calculer le %Cx, il nous faut calculer la masse du catalyseur dans chaque réacteur.
Calcul de la quantité du catalyseur dans chaque réacteur :
Le volume du catalyseur total est : 198.78 m3.
Pour calculer la masse du catalyseur il nous faut calculer le volume du catalyseur dans chaque
réacteur.
Chapitre VI : Partie calcul
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Calcul du volume du catalyseur dans chaque réacteur :
réacteur R-2 R-3 R-4 R-5
% cat 10% 15% 25% 50%
Tableau VI-3 : Le porcentage du catalyseur dans chaque réacteur
Le volume du catalyseur dans le 1er réacteur (R-2) :
VC1 = (10 x VCT)/100 = 19,878 m3
Le volume du catalyseur dans le 2ème réacteur (R-3) :
VC2 = (15 x VCT)/100 = 29.817 m3
Le volume du catalyseur dans le 3ème réacteur (R-4) :
VC3 = (25 x VCT)/100 = 49.695 m3
Le volume du catalyseur dans le 4ème réacteur (R-5) :
VC4 = (50 x VCT)/100 = 99.39 m3
Calcul de la masse du catalyseur dans chaque réacteur :
La masse du catalyseur est donnée par la formule suivante :
m = x V
Avec :
M : Masse du catalyseur en Kg.
: Masse volumique du catalyseur en Kg/m3.
V : volume du catalyseur en m3.
La masse du catalyseur dans le 1er réacteur (R-2) :
m1 = x V1 = 719,388 x 19,878 = 14299.99 Kg.
La masse du catalyseur dans le 2ème réacteur (R-3) :
m2 = x V2 = 719,388 x 29.817 = 21449.99 Kg .
La masse du catalyseur dans le 3ème réacteur (R-4) :
m3= x V3 = 719,388 x 49.695 = 35749.98 Kg .
La masse du catalyseur dans le 4ème réacteur (R-5) :
m4= x V4 = 719,388 x 99.39 = 71499.97 Kg.
R-2 R-3 R-4 R-5
V cat m3 19.878 29.817 49.695 99.39
mx kg 14299.99 21449.99 35749.98 71499.97
Tableau IV-4 : La masse catalyseur dans chaque réacteur
Chapitre VI : Partie calcul
Page 69
Calcul du pourcentage partiel de carbone brûlé en poids par rapport au poids du
catalyseur dans chaque réacteur (%C X ) :
%C 1 = 1
1
mm C
= 99.1429953.2829 = 19.78%.
%C 2= 2
2
mm C
= 99.2144999.2987 = 13.93%.
%C 3= 3
3
mm C
= 98.3574953.6232 = 17.43%.
%C 4= 4
4
mm C
= 97.7149987.18576 = 25.98 % .
R-2 R-3 R-4 R-5
% CX 19.78 13.93 17.43 25.98
Tableau VI-5 : Le pourcentage partiel de carbone brûlé
Le pourcentage en poids du coke brûlé par rapport au poids du catalyseur :
%C = cataltot
C
mm
. = (30626/142999) = 21.41 %.
m totcat : masse total du catalyseur en Kg %C = 21.41
Tableau VI-6 : Les différents résultats
Interprétation des résultats :
On remarque d'après le tableau que le pourcentage de carbone augmente avec
l'augmentation de la masse de catalyseur, la répartition de la masse de catalyseur dans chaque
réacteur est liée aux cinétiques de réactions. Donc d'après la masse de catalyseur, on peut dire
que les réactions les plus lentes se passent dans les réacteurs 3 et 4, ce qui est en conformité
avec la formation relativement élevée du coke dans ces réacteurs.
TRX mX, cat mCX %CX %C R
R-2 750 14299.99 2829.53 19.78 9.23
R-3 792 21449.99 2987.99 13.93 9.75
R-4 1652 35749.98 6232.53 17.43 20.34
R-5 4924 71499.97 18576.87 25.98 60.65
TOTALE 8118 142999.93 30626 21.41 100
Chapitre VI : Partie calcul
Page 70
VI-4 Photos par microscope du catalyseur : Afin de s'assurer de la qualité de la régénération, c'est-à-dire du point de vue
élimination du coke déposé sur la surface, et colmatant les sites actifs nous avons réalisé une
expérience qui consiste à photographier à l'aide du microscope le catalyseur coké, le
catalyseur neuf et le catalyseur régénéré.
La comparaison de ces trois photos est représentée sur les figures, D'après ces photos on peut
conclue que le catalyseur régénéré a une surface presque identique à celle du catalyseur neuf.
Figure IV-1 : Catalyseur neuf
Figure IV-2 : Catalyseur coké
Figure IV-3 : Catalyseur régénéré
Conclusion générale
Page 71
Conclusion générale Le procédé de reforming catalytique (MAGNAFORMING) a pour but de produire le
maximum d'aromatiques et de l'essence automobile à haut indice d'octane, ce procédé est très
difficile à exploiter car il dépend de plusieurs paramètres opératoires qui ne sont pas faciles
à maîtriser. Le catalyseur constitue le cœur de ce procédé la protection de ce dernier est l’une
des préoccupations importantes sur l’unité magnaforming car il est très sensible à
l’empoisonnement. Le procédé soufre du problème de cokage, c’est un phénomène
inéluctable et reste inévitable, le coke se forme par une suite de déshydrocyclisation donnant
des polyaromatiques condensés, très lourds ce qui ralenti la cinétique des réactions au
niveau de chaque réacteur et diminue l’activité des catalyseurs. Le cycle est considéré comme
terminé, soit lorsqu’on n’arrive plus à obtenir l’indice d’octane dans les limites de
température de l’installation, soit quand l’hydrocraquage rend l’opération non économique.
On procède alors à la régénération qui est l’étape clé dans la vie du catalyseur Pour le but
d’éliminer le coke par oxydation afin de restituer l’activité.
Pour réduire la formation de coke que l’on doit opérer sous pression d’hydrogène
assez élevée. Les structures très insaturées et les polyaromatiques de la charge, qui sont des
précurseurs de coke, sont sélectivement hydrogénés sur le platine, qu’on a mis en œuvre des
catalyseurs plus sélectifs, moins cokants qui permettent d’excellentes performances. Et
Pouvoir contrôler et maitriser ce phénomène par une bonne exploitation du procédé et un
meilleur contrôle des paramètres opératoires.
Références bibliographiques [1] : P.WUITHIER ‘’le pétrole, raffinage et génie chimique’’ tome I, édition Technip, paris,
(1972)
[2] : ‘’manuel opératoire « unité Magnaforming » RA1K.
[3] : Fiches techniques catalyseurs de Magnafomrming, RA1K SKIKDA.
[4] : Procèdes et unité de raffinage : reformage catalytique - isomérisation",
ENSPM formation industrielle IFP training (2005).
[5] : ‘’manuel opératoire Samsung « unité Magnaforming » RA1K
[6] : Technique de l’ingénieur « reformage catalytique». IFP [7] PIERRE LEPRINCE «le raffinage de pétrole, les procédés de transformation» tome 3, édition Technip, paris, (1998)
Diagramme tension de vapeur de l’eau
reacteur de magnaforming
Conditions de fonctionnement de l’Unité
:
sf
Section fractionnement
Les indices d’octane
Résumé :
L'objectif de notre travail est de suivre les différentes étapes de la régénération de catalyseur on va calculer la quantité de coke formé dans les quatre réacteurs, pendant le dernier cycle (2013-2015), la quantité du Chlore à injecter et d'oxygène consommée pour brûler tout le coke formé, De même qu'on va déterminer la masse de coke formé et la masse de catalyseur dans chaque réacteur .
Mots clés : catalyseur,maganforming,regénération ,reforming catalytique,reacteur
Summary:
The aim of our work is to follow the various stages of catalyst regeneration, we'll
calculate the amount of coke formed in the four reactors during the last cycle (2013-2015), the
amount of chlorine injected and oxygen consumed to burn all the coke formed, the same that
will determine the mass of coke formed and the mass of catalyst in each reactor
Keywords: catalyst, maganforming , regeneration, catalytic reforming , reactor
) 2013-2015 (
: