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PERFECTIONNEMENTS APPORTES A LA REALISATION .DE REACTIONS AVEC DES SOLIDES
FINEMENT DIVISES, ET AU RAFFINAGE DES HUILES DE PETROLE.
L'invention est relative à la réalisation de réactions utilisant des solides finement divisés à 19 état fluidifié, et se rapporte plus particu- lièrement à des systèmes dans lesquels une matière solide fluidifiée est em- ployée dans le traitement, la production ou la conversion d'hydrocarbureso Elle est particulièrement applicable à des systèmes par exemple pour le crac- king catalytique des hydrocarbures, dans lesquels une telle matière solide.
fluidifiée, par exemple un catalyseur, est renvoyée de façon continue dans le cycle entre une zone de réaction ou récipient réactionnel et une zone ou récipient séparé de régénération ou de réactivation., et spécialement là ou l'atmosphère de la zone de réaction est différente de celle de la zone de ré- génération et où il ne peut se produire de mélange des atmosphères dans les deux zones.
On a fait une application commerciale étendue de tels systèmes dans,l'industrie du pétrole pour le cracking catalytique des hydrocarbureso
Dans le problème général de conception d'un tel systèmeon a pro- posé un certain nombre de dispositions différentes de récipients et de condui- tes de déplacement ou de transferto En étudiant ces conceptions, il faut tou- jours avoir à l'esprit certaines exigences de base.
La première de celles-ci est constituée par le fait qu'une force d'entraînement adéquate doit être pré- vue pour la circulation du solide entre les deux zones ou récipients à la vi- tesse ou dans la proportion désirée, avec des moyens pour faire varier cette force d'entraînement dans les limites requises pour une commande ou un contrô- le satisfaisant des opérations.
En outre, il faut prévoir des moyens sûrs- pour empêcher un contre-courant ou retour des réactifs de l'un des récipients vers l'autre par les conduites de transferto
Dans là conception des systèmes à deux récipients de ce type pour l'emploi dans l'industrie pétrolière, spécialement dans la conversion cataly- tique des hydrocarbures utilisant un catalyseur solide fluidifé, la force d'en=
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traînement communément employée pour faire circuler le catalyseur d'un réci- pient dans l'autre était la partie de tête "fluistatique" engendrée par une colonne relativement dense de catalyseur aéré ou gazéifié d'un tuyau d'ali- mentation.
Dans un modèle d'installation commerciale, ces tuyaux d'alimenta- tion sont alimentés par chaque récipient du système à deux récipients à l'en- droit du fond ou près du fond de celui-ci, et se déchargent par un orifice variable tel qu'une soupape ou valve à tiroir. Le débit ou proportion de sor- tie du catalyseur du bas de chacun des tuyaux d'alimentation est contrôlé par un réglage de la soupape à tiroiro Le catalyseur passant par ces soupapes à tiroir dans chacun des tuyaux tombe dans une zone de basse pression où il est enlevé par le courant d'un agent de fluidification approprié., circulant à grande vitesse, agent qui est habituellement le réactif destiné à la phase suivante du cycle.
Ce courant de catalyseur est alors entraîné sous forme d'une suspension'dispersée ou de relativement faible densité à travers une conduite de transfert menant jusqu'à l'autre récipient. La chute de pression dans les soupapes à tiroir est, dans chaque cas, considérée-comme suffisante pour empêcher le courant de retour de l'agent de fluidification de la zone de basse pression dans le tuyau d'alimentation.,
On a également suggéré différents systèmes ne présentant pas de soupapes à tiroir, et où il est prévu des conduits intérieurs ou tuyaux d'a- limentation pour transporter du solide fluidifié directement d'une zone de contact dans une autre, ces deux zones de contact étant disposées séparément à l'intérieur de la même enveloppe extérieure.
Toutefois, l'équipement du type décrit dans les propositions ci-dessus n'a pas été construit ni utilisé commercialement,en dépit de la forte tendance économique à employer la cons- truction et les commandes de fonctionnement les plus simples possible.
La raison de ceci est qu'une étude de ces modèles utilisant des tuyaux d'alimentation internes, et particulièrement là où il n'est pas prévu de soupape à tiroir,' a montré un manque de souplesse dans le fonctionnement ou présenté une gamme très étroite de possibilités d'opérations. Un défaut beaucoup plus grave, conjointement avec la nécessité d'un équilibre de pres- sions délicat pour maintenir ces systèmes en fonctionnement, est le manque de garanties convenables minima contre un renversement "temporaire" involon- taire dans le fonctionnement, qui pourrait renverser le sens d'écoulement dans l'un des tuyaux d'alimentation intérieurs. Dans une installation de cracking catalytique, ceci produit un mélange d'hydrocarbure et d'air dans le même ré- cipient à des concentrations largement comprises dans les limites d'explosion.
Même le plus léger mélange de ce type ne peut être toléré dans un.système ou la sécurité repose sur un équilibre de pressions délicat, car l'augmentation brusque de température et de pression résultante pourrait aggraver facilement le déséquilibrée Aucun des systèmes simplifiés de ces procédés de la techni- que antérieure ne dispose d'une force de redressement adéquate tendant à main- tenir la proportion ou la vitesse et le sens d'écoulement désirés dans le cas d'un tel renversement, avec un coefficient de sécurité suffisant pour,compen- ser les fluctuations de pression qui surviennent normalement dans le fonction- nement d'un tel équipement.
Les faibles possibilités de fonctionnement de ces modèles sont dues au fait que les fluctuations de pression normales dans le fonctionnement d'un système de traitement de solides fluidifiés sont en relation directe avec la vitesse linéaire de l'agent de fluidificationo Le type d'écoulement calme et uniforme, qui est essentiel pour le fonctionnement.satisfaisant d'un tel équipement, est obtenu uniquement avec de très faibles proportions d'ali- mentation de gaz.
Au contraire, des proportions d'alimentation qui sont commercia- lement intéressantes pour les procédés de conversion catalytique, ont habi- tuellement pour résultat la formation d'une couche fluide éminemment turbu- lente à l'intérieur de la zone de contact, caractérisée par des fluctuations de pression localisées temporaires qui constituent une fraction importante de la chute de pression totale dans la couche.
Dans toute masse de solide fluidifé, une bulle de gaz ou une ré- gion localisée de faible densité tend toujours à monter par rapport à la ma-
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tière entouranteo Cette tendance s'étend partout à travers le continuum sauf là ou. il y a un obstacle ou une barrière bien déterminée de chute de pression et suffisante pour faire dévier la bulle ascendante.
Un tuyau d'alimentation intérieur, disposé verticalement, ne présentant pas d'obstacle et ouvert à son extrémité inférieure, n'offre pas de barrière positive au passage vers le haut d'une telle bulle dans le tuyau, même si la densité de la matière confinée à l'intérieur du tuyau est normalement plus grande que celle de la matière se trouvant à l'extérieure Une bulle pénétrant dans l'espace confi- né,à l'extrémité inférieure de celui-ci, tendra à monter à moins que la vi- tesse à laquelle le solide fluidifié passant vers le bas, hors du tuyau, soit nettement plus grande que la vitesse de montée de la bulleo L'effet immédiat d'une telle bulle à l'intérieur du tuyau est de diminuer la différentielle de densité qui constitue la force motrice ou d'entraînement de la circulation du solide,
en diminuant ainsi la vitesse à laquelle le solide est délivré au bas du tuyau d'alimentation et en augmentant la tendance qu'ont les bulles à passer vers le haut à l'encontre du sens normal d'écoulement. Les mêmes considérations s'appliquent à un tuyau d'alimentation extérieur simple, qui est disposé verticalement ou suivant un léger angle par rapport à la direction verticale de façon à assurer l'alimentation directement vers le bas d'un ré- cipient dans l'autre qui se trouve à un niveau inférieur, ou lorsque le se- cond récipient est placé en dessous du première
Dans chaque cas d'un tel tuyau d'alimentation directe ne présen- tant pas d'obstacle,cette tendance qu'ont les bulles de,gaz à gêner le sens normal et la vitesse d'écoulement du solide et du gaz,
est particulièrement importante lorsque les opérations sont réalisées en utilisant une vitesse li- néaire élevée pour l'agent de fluidification, et là où cet agent est introduit dans la couche de solide fluidifié à un niveau situé en dessous du point où un tel tuyau d'alimentation s'ouvre dans la couche.
Dans ces conditions, il y a un degré élevé de turbulence à l'intérieur de la couche fluide, le nombre et la dimension des bulles de gaz ou de telles régions de faible densité à l'intérieur de la couche deviennent très grands, et une bulle siffisamment grande pour couvrir complètement la section transversale de l'ouverture du fond du tuyau d'alimentation, est presque certaine de pouvoir pénétrer dans le tuyau jusqu'à un certain pointe Vu que de telles possibilités deviennent de plus en plus fréquentes avec l'augmentation de la vitesse du gaz, il y au- ra de plus en plus de bulles ou de portions de bulles, qui tendront à monter dans la zone de densité élevée,. Ainsi, dans un système à deux récipients fonc- tionnant à une vitesse quelconque supérieure à la vitesse la plus faible de fluidification,
un tel tuyau intérieur'ou extérieur d'alimentation directe peut devenir un obstacle absolument inefficace au mélange de retour du gaz de fluidification d'une zone dans l'autre à moins qu'une soupape à tiroir y soit employée conjointement,
Selon la présente invention, du solide finement divisé est mis en circulation entre deux récipients sans l'emploi de soupape à tiroir de con- trôle.
Dans cet appareil, chaque conduite de transfert menant de l'un des récipients de contact d'un système à deux récipients dans l'autre de ceux-ci, est disposée sous la forme d'un tube en U comprenant un tuyau d'alimentation à écoulement vers le bas partant du fond d'un des récipients, à travers une zone de haute pression ou coude de sûreté qui forme le fond de la partie en U, et où la pression est plus élevée qu'elle ne l'est partout ailleurs dans la partie supérieure du système, et passant de là vers le haut dans l'autre récipient, par un tuyau connecteur à écoulement vers le haute Comme précau- tion supplémentaire, tout réactif ou agent de fluidification pénétrant dans chaque zone de contact par cette partie ascendante du tube en U connecteur,
est introduit à un niveau qui est nettement supérieur au coude de sûreté du fond de la partie en U reliant les deux récipientso Cette disposition évite un mélange de retour du genre mentionné ci-dessus sans nécessiter l'emploi de soupapes à tiroir pour créer un obstacle de chute de pression variable, vu que le solide et le gaz sont tous deux introduits vers le haut dans cha- que zone de contact, et il n'y a pas de conduite de connexion au-dessus du point d'introduction du gaz, par laquelle des bulles de gaz pourraient s'échap- per dans l'autre récipient.
Le seul passage pour l'écoulement des solides
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entre les récipients se fait au moyen de ces coudes de sûreté en U qui sont placés à un niveau situé en dessous du point où le---gaz réactif ou l'agent de fluidification est introduit dans les conduites de connexion.
Le sens normal d'écoulement des solides, dans cette disposition, est maintenu en établissant une différentielle de pression dans chacune des conduites de connexion en U,telle que la pression totale exercée sur le so- lide dans la partie descendante excède la pression de retour totale exercée sur le solide dans la partie ou branche ascendante. Ceci, à son tour, est- réalisé en maintenant la densité du solide fluidifié dans au moins une des deux branches ascendantes sensiblement moindre que celle du solide dans la branche descendante du même U, et en réglant la pression du dessus dans les deux ré- cipients de façon à compenser les différences de niveau des couches de cata- lyseur qui se trouvent dans ceux-ci.
Le coude de sûreté en U du fond de cha- que conduite de transfert, en dessous du point où le réactif ou l'agent de fluidification est introduit, ne participe pas à la création de la force mo- trice de circulation du solide, et fonctionne essentiellement comme tube si- phon avec des pressions égales sur les deux bras du coude de sûreté, au même niveau,en utilisant une aération minimum pour donner une densité de fluide maximum et un effet de sûreté par pression maximum., Cependant, la longueur entière de la branche ascendante de la conduite de transfert, y compris la branche ascendante de la partie de sûreté en U, joue le rôle de tuyau d'ali- mentation ascendant pour résister à tout renversement du sens normal d'écou- lement du solide et du gaz, grâce à l'excédent de pression existant à la ba- se de ce tuyau, comparé à la partie supérieure.
La valeur de la différentiel- le de pression entre la partie supérieure et le fond de chacune des branches de sûreté en U, ainsi que dans les autres parties du système, est déterminée par la hauteur et la densité du solide fluidifié qui y est contenu. Par ce moyen, il est possible de monter l'équipement en tenant compte des fluctua- tions de pression normales à l'intérieur de l'un et l'autre des récipients de contacta Selon cette invention, la différentielle de pression dans ces branches de sûreté, mesurée en dessous du point d'injection du réactif jusqu'au niveau du fond de la branche de sûreté, est poussée jusqu'à une valeur qui est plus qu'adéquate pour compenser les fluctuations de pression. normales, de fa- gon à donner un facteur de sécurité pour les opérations effectuées avec des vitesses de gaz élevées dans la zone de contact.
Selon une autre caractéristique de l'invention, un procédé de con- version catalytique réalisé de la manière décrite ci-dessus forme une ou plu- sieurs étapes d'un procédé combiné pour la conversion de pétrole brut en pro- duits d'huile minérale de plus grande valeur, et particulièrement pour obte- nir des rendements maxima en produits à bas point d'ébullition de la gamme d'ébullition des combustibles pour moteur et des huiles de chauffage, et des rendements minima en produits lourds,tels que du mazout et du goudron, avec un minimum de phases de traitement et des frais d'investissement et de fonc- tionnement sensiblement réduits.
Ce procédé combiné comprend une série de phases de conversion catalytique et/ou thermique et de distillation intégrées, dans lesquelles les produits provenant de toutes les phases sont amenés à une phase de fractionnement unique et traités dans celle-ci de telle manière qu'un produit brut réduit obtenu sous la forme d'un résidu liquide d'une phase de distillation de produit brut, est lavé avec des vapeurs de produit obtenues dans les phases de distillation et de conversion de produits bruts, et que des courants particuliers contenant toutes les fractions désirables produites, tels qu'un courant particulier de combustibles à moteur, un courant particu- lier d'huiles de-chauffage et-un courant particulier contenant tous les pro- duits lourds moins'désirables, tels que des fractions de mazout,
sont récu- pérés de ladite phàse de fractionnement des produits unique dans des propor- tions relatives optima, aucun fractionnement ultérieur de l'un quelconque de ces courants n'étant requis pour la récupération des produits finals.
Dans les procédés combinés de distillation et de conversion de pétrole brut proposés antérieurement, la récupération avec rendements maxima de produits de combustibles de moteur et d'huiles de chauffage,était réalisée habituellement en soumettant dès fractions de naphte léger et lourd, provenant
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de la cornue de produit brutà un fractionnement ultérieur et si désirée à des traitements appropriés de raffinage thermique ou catalytique, tels que reformation isomérisation, hydroformation, alcoylation, ou en soumettant au cracking thermiquement ou catalytiquement une fraction de gas oil provenant de la cornue de produit brut pour récupérer ensuite un produit à bas point d'ébullition par fractionnement subséquent des produits ayant subi le crac- king,
et en soumettant le produit brut réduit à une nouvelle distillation à des pressions réduites pour produire du goudron et des produits à bas point d'ébullition supplémentaire, principalement du gas oil à traiter avec la frac- tion de gas oil provenant,de la cornue.de produit brut, comme mentionné ci-des- sus. Ces procédés nécessitent une série de fractionnateurs donnant différents courants de produit à gammes d'ébullition désirables.
Pour une récupération de chaleur économique, de grands nombres d'appareils échangeurs de chaleur sont nécessaires à la fois dans chaque unité et en combinaison entre les uni- tés De grandes facilités de cuvage doivent être prévues pour permettre l'em- magasinage des différents produits avant de passer au mélange dans les propor- tions désiréeso L'équipement de distillation à vide utilisé pour travailler le produit brut réduit est coûteux du point de vue investissement, fonction- nement et entretieno Comme conséquence de ces complications, les procédés combinés du type classique doivent être employés sur une échelle relativement grande pour être économiques, Normalement., il est nécessaire d'avoir des ca- pacités de raffinage dépassant, disons,,
environ 20.000 bbl (baril = 40 gallons UoSoAo) par jour de.produit brut pour rendre les opérations de ce type renta- bles, tandis que-dès raffineries plus petites doivent être montées en tenant compte d'une production souvent indéirablement élevée de mazout et d'autres produits lourds de valeur commerciale relativement faible.
Selon cette caractéristique de l'invention, la cornue à vide pour la distillation du produit brut réduit est supprimée, et des économies impor- tantes dans 19équipement de fractionnement ainsi qu'au point de vue facilité d'emmagasinage sont réalisées en amenant à une seule phase de fractionnement pratiquement tous les produits vaporeux des différentes phases d'un procédé combiné ainsi que le produit brut réduit provenant de la distillation du pro- duit brut, et en utilisant ces vapeurs pour débarrasser le produit brut ré- duit à la phase de fractionnement de tous ses constituants distillables.
Dans ce but, le pétrole brut peut être soumis à la distillation dans une unité de distillation de produit brut classique pour produire un courant de tête de naphte vierge léger, un courant de naphte lourd séparée un courant encore plus lourd de la gamme kérosène et huile Diesel et des queues de produit brut réduite Les queues de produit brut réduit peuvent en= core contenir la fraction de gas oil destinée,, en partie au moins, à la char- ge d9alimentation d'une phase de cracking de gas oilo La fraction de kérosè- ne peut être récupérée comme produit venant directement de la cornue de pro- duit brut car une nouvelle conversion n9améliorerait pas sensiblement sa va- leur comme kérosène ou huile Diesel.
Toutes les autres fractions sont four- nies à un fractionnateur unique sensiblement comme suite
Le produit brut réduit obtenu comme décrit ci-dessus est envoyé directement dans une partie supérieure de la section de contact inférieure d'une colonne de fractionnement sensiblement classiqueo Le courant de naph- te lourd est soumis à une réformation catalytique ou thermique à haute tempé- rature ou à une autre conversion entraînant une amélioration de ses qualités de combustible de moteur, et l'effluent vaporisé total provenant de cette pha- se de conversion est amené à la colonne de fractionnement en un point situé en dessous du point d'alimentation du produit brut réduits sensiblement à la température de la phase de conversion.
La fraction de naphte vierge léger est de même amenée à la colonne de fractionnement en un point situé en des- sous du point d'alimentation du produit brut réduit, et peut être injectée, soit à 19état liquidesoit à l'état de vapeur,après réchauffage approprié, si on le désirée Différents courants de produits finals sont récupérés du frac- tionnateur, par exemple une tête de gaz combustible, une fraction à bas point d'ébullition de la gamme d'ébullition des combustibles de moteur, une fraction d'huile de chauffage, une fraction de gas oil et une fraction de produits de queue lourds de la gamme des huiles combustibleso En outre,
il peut être pro=
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duit une fraction de gas oil qui contient la fraction de gas oil vierge dési- rée pour l'alimentation vers un autre équipement de conversion, conjointement et en mélange avec une fraction de recyclisation ou ayant subi une conversion., dans un rapport approximativement optimum, pour une dernière ppération de con- version.
La plus grande partie de la fraction de gas oil estenvoyée dans une phase de cracking de préférence catalytique pour y être convertie en quan- tités supplémentaires de combustible de moteur, d'huile Diesel, de charge de cyclisati-on de la gamme gas oil et de produits de queue lourdso L'effluent total de cette phase de cracking est de même envoyé sans perte sensible de . chaleur vers le fractionnateur en un point situé en dessous de l'alimentation en produit brut réduit, mais de préférence au-dessus des points d'alimentation du produit de reformation provenant du traitement du naphte lourd et du naphte vierge léger. De cette manière., le produit brut réduit ou son équivalent est soumis successivement au chauffage à contre-courant, à la vaporisation et à l'action d'épuration ou de lavage,
d'abord avec des vapeurs provenant du pro- cédé de cracking du gas oil, qui sont plus lourdes et peuvent être à une tem- pérature plus faible que les vapeurs de naphte utilisées, et ensuite avec les vapeurs de naphte à bas poids moléculaire et de préférence à température plus élevéeo
En opérant sensiblement de la manière décrite ci-dessus, des vo- lumes extrêmement grands de vapeurs provenant du.procédé sont disponibles et utilisés pour épurer le produit brut réduit avec pour effet de maintenir le volume de combustible lourd finalement produit à un minimum au moins aussi faible que et, ;,si;,'On le désire même plus faible que celui qui peut être ob- tenu dans le fonctionnement classique comprenant la distillation à vide du produit brut réduit.
Le naphte total du produit est préparé comme produit de tête qui a été maintenu à des températures élevées pendant un temps mini- mum et est, par conséquent, de qualité supérieure du point de vue propreté de la machineo Une fraction de combustible,lourd unique est obtenue dans la- quelle tous les constituants lourds formés aux différentes phases sont combi- nés, et qui peut être soumise à un seul traitement de filtrage pour récupérer un mazout final d'excellente qualitéo Ces avantages sont à ajouter aux éco- nomies évidentes dans l'équipement échangeur de chaleur, résultant de l'éli- mination des différentes opérations de chauffage et de refroidissement inter- médiaires,
et aux économies d'emmagasinage intermédiaire résultant de l'emploi d'une seule phase de fractionnement du produito
Le nombre et le type.de phases de conversion intermédiaires em- ployées selon cette caractéristique de l'invention,7 dépendront entièrement du caractère du pétrole brut à traiter et des titres, qualité et proportions relatives des produits désiréso D'autres 'phases de conversion peuvent- être ajoutées ou substituées à celles qui ont été mentionnées. Par exemple., un traitement de cokéfaction ou de réduction de la viscosité peut être appliqué, soit au produit brut réduit avant son'entrée dans le fractionnateur, soit au mazout récupéré du fractionnateur,, suivant les exigences du procédé et les produits nécessités.
Le premier processus peut être employé lorsqu'il s'agit d'augmenter la fourniture de la charge destinée au cracking catalytiqueo L'au- tre processus peut être dicté par les exigences spécifiques relatives au ma- zout du produit., qui peuvent être affectées par les constituants formés à la phase du crackingo D'autres phases de conversion qui peuvent être intégrées dans le procédé de 1-'Invention, comprennent l'hydroformation et/ou d'autres procédés d'amélioration de.l'indice d'octane pour le naphte vierge, la ruptu- re de viscosité thermique ou à suspenscides des produits bruts réduits, etc...
Suivant le principe de base de cette caractéristique de l'invention, les va- peurs du produit de toutes ces phases peuvent être amenées à la phase de frac- tionnement unique sensiblement comme décrit ci-dessus.
Dans certains cas, le procédé peut être davantage simplifié en é- liminant la cornue et en amenant tout le pétrole brut directement dans le frac - tionnateuro Ceci est possible s'il n'est pas nécessaire d'avoir des fractions séparées de naphte vierge et/ou de kérosène. En opérant de cette façon, tout le produit brut peut être amené à une partie supérieure-de la section de con- tact inférieure du fractionnateur du produit. Un courant de naphte lourd et une charge de cracking de gas oil peuvent être retirés du fractionnateur et
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soumis aux conversions décrites ci=dessus, particulièrement à la réformation et au cracking catalytique.
Les produits vaporisés de ces conversions peu- vent alors être renvoyés au fractionnateur en un point situé en dessous du point d'alimentation du produit brut, Du naphte léger et des gaz de tête ve- nant du fractionnateur peuvent être renvoyés également au bas du fractionna- teur pour aider au lavage du produit brut.
Sous tous les autres rapports, le fonctionnement du procédé sera sensiblement analogue à ce qui a été indi- qué ci-dessus,,
En réalisant le procédé de raffinage combiné décrit ci-dessus, la production et la dqualité de la fraction de combustible de moteur obtenues souffrent jusqu'à un certain point du fait quune réfprmation thermique ou une reformation catalytique en l'absence de quantités importantes dhydrogè- ne doivent être employées. plutôt qu'une hydroformation catalytique à la pha- se de reformation pour permettre un fonctionnement efficace du fractionna- teur.
L'hydroformation catalytique ou des procédés similaires sont de loin supérieurs aux procédés de reformation effectués en 1?absence d'hydrogène, du point de vue qualité du produit, comportant le rapport production-indice d'octane,la teneur en soufre et les qualités de propreté de la gasolineo Cependant, les procédés de ce type entraînent une production nette et le re- cyclisation de grandes quantités d'hydrogène. Lintroduction de cet hydrogè- ne avec le produit de la reformation dans le fractionnateur commun gêne sé- rieusement la récupération des produits de queue légers hydrocarbures de va= leur ou nécessite un modèle de fractionnateur dedimensions peu économiques.
Suivant une variante de cette caractéristique de l'invention, le procédé de raffinage combiné décrit ci-dessus peut comprendre en tant qu'une des phases intermédiaires l'étape de réformation catalytique des fractions de naphte obtenues dans les différentes phases en présence d'hydrogènes et également l'emploi d'au moins une partie'de l'hydrogène produit;.au cours de cette étape de reformation pour traiter d'autres fractions convenables;
ob- tenues dans les différentes phases du procédé combiné en dehors de ladite pha- se de reformation et de 1-'épurateur ou "stripper " du fractionnateuro Le mo- de de réalisation préféré de cette variante de l'invention comprend l'incor- poration audit procédé combiné simplifié d'opérations de reformation de naph- te catalytique du type connu sous le nom de reformation au platine (Platfor- ming)dans lesquelles le naphte vierge et/ou ayant subi le cracking, prove- nant des différentes phases du procédé combinée est mis en contact avec un ca- talyseur au platine à des températures élevées d'environ 800-1.000 F,
des pres- sions élevées d'environ 400-1.000 livres par pouce carré et des'proportions de recyclisation d'hydrogène relativement élevées d'environ 3.000 à 12.000 pieds cubes standard par baril maintenus par recyclisation de l'hydrogène pro- duit dans le procédé. Dans les conditions spécifiées, trois réactions prin- cipales ont lieu, à savoir la déshydrogénation des naphtènes en aromatiques correspondants,
l'hydrocracking des hydrocarbures à poids moléculaire élevé en hydrocarbures saturés à bas poids moléculaire et l'isomérisation des naph- tes et des hydrocarbures à chaîne droiteo En outre ont lieu une déshydrocy- clisation des hydrocarbures à chaîne droite directement en aromatiques et une désulfuration convertissant pratiquement tout le soufre en hydrogène sul- furéo Principalement par suite de la forte pression partielle de l'hydrogè- ne, le catalyseur conserve son activité pendant de nombreux mois sans régéné- ration.
Le procédé combiné peut comprendre d'autres procédés classiques d'hydroformation. -Par exemple, le naphte vierge et/ou ayant subi le crac- king peut être mis en contact en présence d'hydrogène extérieur et/ou d'hy- drogène formé in situ, avec des catalyseurs bien connus tels que les oxydes de molybdène, d'aluminium, de vanadium-et de tungstène, avec ou sans silice, supportée sur de l'alumine ou du moly'odate de cobalt tel quel, ou de la molyb= dine supportée sur de l'aluminate de zinc,, etc...., à des températures d'envi- ron 800 à lo000 F, des pressions denviron 50 à 10000 liv.
pouce carré et des proportions de recyclisation de gaz d'environ 10000 à 3.000 pieds cubes standard/baril d'un gaz de recyclisation contenant environ 80% de H2. On peut utiliser, si c'est nécessaire, une régénération continue ou intermitten- te du catalyseur pour enlever les dépôts carbonés en brûlant de façon contre-
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lée avec de l'air en mélange avec du gaz de fumée recyclé provenant du procé- dé de régénération.
Les températures de régénération sont généralement lim- tées à 1.000 - 1.200 F à toute pression convenable,, Le traitement de forma- tion au platine ou un autre prooédé d'hydroformation classique peut être ef- fectué en une opération du type à lit fixe, à lit mobile, du type fluide ou à suspensdides, le tout d'une manière connue en soi.
Suivant un autre mode de réalisation de l'invention, lorsqu'on incorpore de tels procédés d'hydroformation catalytique dans un procédé com- biné du type spécifié ci-dessus., l'hydrogène rendu disponible à la phase d'hy- droformation est employé pour améliorer les fractions ayant subi le cracking retirées du fractionnateur-stripper combiné par un traitement d'amélioration comportant l'hydrogénationo Par exempletoute portion désirée de la charge de recyclisation de gas oil peut être traitée soit avec de l'hydrogène sépa- ré provenant de l'effluent du réformateur,
soit avec l'effluent total du re- formateuro Le traitement avec de l'hydrogène peut être réalisé dans des con- ditions de non-cracking comportant des températures d'environ 500 à 900 F et des pressions d'environ 750 à 4.000 livo/pouce carré en présence de cataly- seurs d'hydrogénation classiques, tels que les oxydes ou les sulfures de mé- taux lourds des groupes V, VI et VIII. Une telle hydrogénation améliore la qualité de la charge de recyclisation telle une charge de cracking catalyti- que par hydrogénation des constituants formant du coke, tels que des aroma- tiques polycycliques, avant le cracking.
L'hydrogène venant de la phase d'hydroformation peut également être employé pour améliorer le gas oil léger ayant subi le cracking dans les gammes d'ébullition des huiles de chauffage ou Dieselo Dans ce but, l'hui- le du type mentionné peut être hydrogénée sur les catalyseurs des Groupes V, VI et VIII qui viennent d'être mentionnés, soit pratiquement dans des condi- tions de désulfuration,telles que des températures d'environ 500 à 800 F et des pressions d'environ 100 à 500 liv.
pouce carré, soit pratiquement dans des conditions d'hydrogénation similaires à celles décrites avec référence à l'hydrogénation de la charge de recyclisation de gas oilo Plutôt que d'em- ployer de l'hydrogène séparé, l'effluent d'hydroformation total peut être em- ployé pour améliorer le gas oil léger ayant subi le cracking,, comme il appa- raîtra plus clairement ci=après
Le naphte reformé peut être mélangé avec les fractions de naphte récupérées du fractionnateur-stripper,
de préférence après que ces dernières ont été soumises aux traitements de finissage classiques tels qu'un lavage caustique et/ou des procédés d'épuration convenables connus dans le métiero Le naphte reformé lui-même est d'une qualité et d'une pureté telles qu'il ne nécessite pas un finissage plus poussé de cette natureo
Bien que ces types d'opération puissent requérir des moyens spé- ciaux de fractionnement et/ou de séparation gaz-liquide en plus du fraction- nateur-stripper combiné, l'augmentation du coût d'investissement en résultant est au moins en partie compensée par la qualité améliorée du mélange de com- bustible final pour moteur. En outre., l'équipement de finissage du naphte peut être de dimensions considérablement réduites, ce qui assure une économie appréciable dans le coût d'investissement.
Suivant un autre mode de réalisation de cette variante de l'inven- tion, l'effluent total de la phase d'hydroformation de naphte catalytique, comprenant la totalité de l'hydrogène présent dans cette phase., est utilisé sans refroidissement intermédiaire pour épurer au moins une partie du produit brut réduit, ayant son entrée dans le fractionnateur-stripper combiné, dans une phase d'épuration séparée traitée sensiblement à la pression de la pha- se d'hydroformation.
En supposant une température du produit brut réduit ré- cupéré de la cornue;,d'environ 600 à 750 F et une température d'environ 800 à 1.000 F pour l'effluent de l'hydroformateur, cette épuration préliminaire peut avoir lieu dans des limites de température d'environ 650 à 800 F à une pression d'environ 100 à 1.000 livo/pouce carré. Dans ces conditions, une proportion importante du gas oil et des constituants plus légers du produit brut réduit, soit environ 5 à 50%, partira en tête avec l'hydroformat et l'hydrogène,,' L'hydrogène peut alors être séparé du produit de tête normale-
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ment liquide et renvoyé dans le cycle à la phase d'hydroformation après ré- chauffage approprié.
L'hydroformat contenant les éléments épurés du produit brut réduit peut être envoyé à la section de fractionnement du fractionna- teur-stripper combiné ou être fractionné dans une tour séparée pour produire du gas oil, destiné à être utilisé comme charge de cracking catalytique, et de l'hydroformat qui peut être mélangé avec le naphte ayant subi le finissa- ge, provenant du fractionnateur-stripper combiné comme décrit ci-dessus.
Le produit brut réduit ayant été préépuré est envoyé dans la section d'épuration du fractionnateur-stripper combiné pour y être épuré davantage avec les va- peurs d'effluent d'autres phases du procédé,
Dans tous les modes de réalisation décrits ci-dessus, l'hydrogène en excès rendu disponible à la phase d'hydroformation, après avoir satisfait- les exigences de recyclisation de cette phase, peut être envoyé à la section d'épuration du fractionnateur-stripper combiné pour y aider à l'épuration du produit brut réduite Le naphte à hydroformer peut être soit du naphte lourd vierge seul, soit du naphte lourd extrait du fractionnateur-stripper combiné et contenant à la fois du naphte vierge et du naphte ayant subi le cracking,
ou tout mélange approprié de tels naphtes lourdso Il peut être désirable de rendre tout le naphte vierge disponible pour l'épuration du produit brut ré- duit dans le fractionnateur-stripper combinéo Dans ce cas, un courant combi- né de naphte lourd et de naphte léger vierges peut être envoyé directement à la section d'épuration du fractionnateur-stripper,et une fraction seulement de naphte lourd provenant du fractionnateur-stripper être soumise à l'hydro= formation catalytique comme décrit ci-dessus;
La nature générale et les différents objets de l'invention ayant été exposés, celle-ci sera mieux comprise au cours de la description détail- lée donnée ci-après avec référence aux dessins ci-annexés, dans lesquels
La figure 1 est une représentation schématique d'une forme d'ap- pareil destiné à la réalisation du traitement, et comportant un réacteur et un régénérateur appropriés au cracking catalytique des hydrocarbures
La figure 2 est une variante de modèle comportant les mêmes prin- cipes fondamentaux
Les figures 3 et 3a montrent un plan d'écoulement schématique du procédé combiné selon l'invention.
Les figures 4 et 4a montrent un plan d'écoulement schématique mo- difié de la variante du procédé combiné comportant les phases d'hydroforma- tion du naphte.
La figure 5 montre une variante de phase d'hydroformation donnée avec plus de détails.
La figure 6 montre une variante de la disposition représentée aux figures 3, 3a, 4 et 4a.
Aux figures 3 à 6, les mêmes notations de référence désignent des parties similaires.
Si l'on se reporte maintenant à la figure 1 des dessins,, on y voit que le système illustré comprend un récipient de réaction ou réacteur cylindri- que 10, disposé verticalement, contenant une couche ou lit fluidifié 11 de catalyseur, dont le niveau est indiqué en 12, dans lequel les hydrocarbures introduits par la conduite 13 sont soumis au cracking catalytique. Les gaz ou les vapeurs hydrocarburées passant vers le haut à travers le lit fluide 11 maintiennent le lit à l'état'fluidifié turbulent dense lui donnant l'as- pect d'un liquide bouillant.
Un récipient de régénération ou régénérateur séparé 14, disposé à approximativement le même niveau que le réacteur 10, con- tient une couche fluidifiée similaire 15 de catalyseur, ayant un niveau indi- qué en 16, qui est soumis à la régénération pour flamber les dépôts carbonés formés pendant la réaction de cracking. Le gaz de régénération est un gaz oxydant, de préférence de 1?airs qui passe vers le haut à travers le lit 11 de façon à le maintenir à l'état fluidifié turbulent dense.
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Le catalyseur employé pour ce procédé peut être un catalyseur à base de silice, préparé par l'activation acide d'argiles bentonitiques, ou un catalyseur synthétique dérivé de gèle de silice (silica gel) ou d'autres for- mes d'acide silicique. Le catalyseur peut être du type silice-alumine ou sili- ce-magnésie, avec des additions convenables d'autres constituants actifs tels que de la zircone, borie ou analogue. Ce catalyseur peut être sous la forme d'une poudre finement divisée préparée par broyage, ou sous la forme de peti- tes sphères préparées par des procédés de séchage appropriés, dans le cas des catalyseurs synthétiques. Le catalyseur contient de préférence des particules ayant des limites de dimensions de particule comprenant des particules dans la gamme de dimensions de 0 à environ 200 microns de diamètre.
La pression du dessus dans le réacteur peut être d'environ 6 à 10 liv./ pouce carré déter- minée par la pression de retour du système de récupération du produit (non montré), c'est-à-dire la chute de la pression que les vapeurs du produit doi- vent vaincreo La pression dans le régénérateur peut être d'environ 6 à 15 li- vres, et le rapport entre la pression du réacteur et la pression du régénéra- teur constitue un contrôle opératoire important, comme on l'a indiqué plus en détails ci-dessous. La pression du réacteur et la pression du régénérateur peuvent toutes deux être augmentées considérablement au delà des valeurs don- nées ici, en maintenant entre elles le rapport convenable et peuvent être de 100 liv. pouce carré ou plus élevées.
La charge d'alimentation pour le procédé de cracking catalytique peut être du gas oil, du naphte, un distillat lourd, du produit brut de tête, du produit brut entier, ou d'autres fractions de pétrole brut séparément ou en combinaison, ou bien le procédé peut être appliqué à des hydrocarbures liquides ou à des mélanges d'hydrocarbures dérivés en partie d'autres sources que le pétrole.
La température de la réaction de cracking peut être comprise entre 700 et 1.100 F, de préférence 900 à 950 F, et la température de régénération peut être comprise entre environ 900 à 1.200 F, de préférence environ 10100 à 1.150 F. Le système est adapté pour marcher dans des conditions d'équilibre thermique, c'est-à-dire que la combustion des dépôts carbonés formés sur la surface du catalyseur pendant la réaction de cracking, donne suffisamment de chaleur pour que le régénérateur et le réacteur fournissent cette chaleur produite pour permettre à la vaporisation et au cracking d'avoir lieu au ni- veau de température désiré.
Le rapport catalyseur-pétrole requis pour main- tenir cette opération d'équilibre thermique variera avec les caractéristiques de la charge d'alimentation, la température à laquelle cette charge d'alimen- tation est préchauffée par échange de chaleur indirect avec différents cou- rants d'effluent venant des procédés de cracking et de régénération, et la température de cracking désirée. Ce rapport catalyseur-pétrole peut varier entre d'environ 5 à 1 et 30 à 1 parties en poids, et peut, dans des conditions préférées, être d'environ 10 à 1.
Le catalyseur épuisé est retiré du réacteur 10 et s'écoule vers le bas sous la forme d'une suspension dispersée à travers un stripper 17 qui peut être muni de chicanes ou déflecteurs à disque 18. Une conduite 19 fournit la vapeur d'épuration ou un autre gaz d'épuration au bas du stripper. Le ca- talyseur retiré du bas du stripper 17 passe à travers une branche de sûreté en U 20 pour venir dans le tuyau d'alimentation ascendant connecteur 22. Le tuyau d'alimentation ascendant 22 s'étend dans la partie inférieure du régé- nérateur 14 et se termine dans la partie supérieure du lit fluide 15 qui y est contenu, en dessous du niveau 16 de ce lit.
Des prises d'aération 21 sont prévues dans cette branche de sûreté en U 20 qui relie le stripper 17 au tuyau d'alimentation ascendant 22, pour fournir la quantité minimum de vapeur ou d'un autre gaz d'aération requise pour maintenir une fluidité dans la branche de sûreté avec une densité de catalyseur maximum. Un cône dé- flecteur renversé 23 peut être prévu dans le lit 15 à une courte distance au-dessus du sommet du tuyau d'alimentation ascendant 22 pour donner une meil- leure répartition du catalyseur pénétrant dans le lit 15.
Le niveau 16 du catalyseur, à l'intérieur du régénérateur, est fixé par l'extrémité supérieure ouverte d'un tuyau d'évacuation.descendant 24,
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qui s'étend vers le haut dans le régénérateur 14. Le catalyseur venant du lit fluide 15 déborde dans la partie supérieure 25 de ce tuyau 24, qui a un diamè- tre plus grand que la partie inférieure du dit tuyau 24 pour servir de puits d'évacuation et fournir une capacité de contre-foulement pour compenser des petites fluctuations de débit dans l'écoulement du catalyseur. La quantité to- tale du catalyseur entretenu dans le lit fluide 15 est ainsi sensiblement constante pour un catalyseur donné, en tenant compte de légères variations résultant de changements dans la densité ou les caractéristiques de répartition des dimensions de particule du catalyseur.
Des fentes verticales 26 peuvent être prévues à la partie supérieure du puits d'évacuation 25 pour donner un débit plus uniforme à l'évacuation du catalyseur, et pour permettre de légères variations du niveau 16 du catalyseur sans entraîner de grandes fluctuations dans le débit suivant lequel s'écoule le catalyseur dans le puits d'évacuation.
Le catalyseur s'écoulant vers le bas par le tuyau 24 et passant par la branche de sûreté en U 27, est maintenu à une densité de fluide maximum, avec l'aide de la quantité minimum de vapeur ou d'un autre gaz d'aération in- troduit par les prises d'aération 28. La branche de sûreté 27, qui fonctionne pour empêcher toute tendance des hydrocarbures injectés par la conduite 13 à s'écouler vers l'arrière par la conduite 27 dans lerégénérateur, comprend la partie du conduit, reliant le régénérateur 14 au réacteur 10, qui se trouve en dessous du niveau de la conduite d'injection de pétrole 13, comportant tou- te la portion incurvée du fond de ce conduit se trouvant entre la conduite 13 dans la conduite ascendante et un point arbitraire correspondant 29 de la conduite descendante 24.
Le point ou niveau 29 se trouve. entre la portion descendante verticale rectiligne 24 de ce conduit et la portion de branche de sûreté incurvée 27, à environ le même niveau que le point où la conduite d' injection de pétrole 13 pénètre dans la conduite de transfert ascendante 30.
Le catalyseur s'écoulant vers le bas par le tuyau 24 et la branche de sûreté 27 passe alors dans le réacteur 10, par l'intermédiaire de la conduite de transfert ascendante 30 qui est d'un diamètre quelque peu plus grand que ce- lui de la conduite 27 et est jointe à la conduite 27 au niveau de la conduite d'injection de pétrole 13 au-dessus de l'U qui forme la branche de sûreté.
Le gas oil ou une autre charge d'alimentation hydrocarburée pour le procédé de cracking, qui peut être préchauffée par échange de chaleur in- direct avec différents courants de produit ou le gaz d'aération de régénéra- tion de toute manière convenable, est injectée dans la conduite 30 par la conduite 13 en un point situé juste au-dessus du niveau où la conduite 30 re- joint la branche de sûreté en U 27. Le mélange d'huile et de catalyseur formé par l'injection d'hydrocarbure liquide préchauffé par la conduite 13 passe, sous forme d'une suspension dispersée diluée de catalyseur de cracking dans les vapeurs d'huile, par la conduite 30 dans le réacteur 10. La très grande augmentation de volume de gaz causée par la vaporisation et la dilatation de l'huile dans cette conduite, donne à la suspension résultante une vitesse élevée et une faible densité.
La vitesse élevée de la suspension catalyseur- huile dans la conduite 30 diminue brusquement avec l'augmentation du diamè- tre du récipient là où cette conduite de transfert s'ouvre dans le réacteur 10. Ainsi, la densité dans la conduite de transfert 30 peut avoir une valeur comprise dans les limites de 2 à 10 livres/pied cube dans des conditions où la densité du catalyseur dans le lit 11 et le stripper 17 peut être d'environ 20 à 30 livres/pied cube et la densité dans le tuyau 24 et les branches de sûreté 20 et 27 être d'environ 35 à 45 livres/pied cube.
La conduite de transfert 30 passe à travers la paroi latérale du réacteur 10,près du sommet de la section d'épuration 17, et se termine dans le réacteur en un cône de distribution renversé 31. La suspension diluée de catalyseur dans l'huile, qui se trouve dans la conduite 30, est introduite dans le fond du lit fluide 11 à travers une grille perforée 32 disposée hori- zontalement à la partie supérieure du cône de distribution 31.
Un cône dé- flecteur renversé 33 peut être prévu à l'intérieur du cône de distribution 31 et en dessous de la grille 32 pour donner une meilleure distribution du catalyseur et des vapeurs d'hydrocarbure au travers de la section transversa- le du fond du lit fluide 11.'L'extrémité supérieure du cône de distribution
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31 a un diamètre plus petit que le diamètre intérieur du réacteur 10 pour laisser un espace annulaire 34 par lequel le catalyseur peut s'écouler vers le bas, du réacteur 10 dans la partie supérieure du stripper 17.
Dans cette disposition, le catalyseur dense venant du régénéra- teur 14 dans le tuyau descendant 24, comportant le puits d'évacuation 25, agit de la manière habituelle pour créer une pression fluistatique dans le tuyau, et le sens d'écoulement du catalyseur venant du régénérateur 14 pour aller au réacteur 10, est maintenu par l'équilibre de la pression fluista- tique dans la branche de sûreté 27. La pression fluistatique exercée par le catalyseur dense dans le tuyau 24 n'excède celle exercée par la suspension diluée de catalyseur dans la conduite de transfert ascendante 30 que par la petite chute de pression due aux pertes par frottement dans la branche de sûreté s'élevant à une fraction de livre par pouce carré.
Cette petite chute de pression dans la branche de sûreté ne peut guère être plus élevée, dans un tube ouvert, en l'absence d'un obstacle de chute de pression arbitraire tel que les soupapes à tiroir communément employées dans les autres systèmes pour contrôler le débit d'écoulement du catalyseur. Dans ces circonstances, tout catalyseur supplémentaire tombant dans le tube d'évacuation 25 déplace du solide dans la conduite de transfert 30, entraînant un débit plus intense de la circulation du catalyseur.
De même, la densité de la suspension dense de catalyseur dans le tuyau ascendant 22 menant au régénérateur 14, est va- riable dans des limites assez larges qui peuvent être de l'ordre de 10 à 25 livres par pied cube, mais en tout cas est sensiblement moindre que la den- sité dans le réacteur et le stripper, de sorte que la pression fluistatique exercée sur le courant descendant de catalyseur, au fond du stripper, tend à excéder la pression fluistatique exercée sur le catalyseur ascendant, au bas du tuyau ascendant 22.
La densité du catalyseur dans le tuyau ascendant 22 est réglée en injectant de l'air par un ventilateur 35 ou en injectant de la vapeur d' eau ou un autre gaz suivant un débit contrôlé, par une conduite 36 s'ouvrant dans le fond du tuyau 22, juste au-dessus du niveau où le tuyau 22 èst relié à la branche de sûreté 20.
Un accroissement dans le débit d'air fourni par le ventilateur 35 a donc pour résultat une augmentation de la proportion de catalyseur en circulation entre les récipients, par suite d'une diminution de la densité de la colonne de catalyseur dans le tuyau ascendant 22 et d'une diminution de la pression de retour fluistatique exercée par celle-ci, Lors- qu'on utilise de l'air comme courant de gaz contrôlant le débit, et introduit par la conduite 36, le ventilateur 35 peut prendre son aspiration de la con- duite d'air principale 37 fournissant de l'air au régénérateur 14 par un ven- tilateur 38.
La force d'entraînement de la circulation du catalyseur entre les récipients provient, dans ce système, de l'équilibre de pression fluistatique comme indiqué ci-dessus, par le fait que la densité du mélange de catalyseur dans le tuyau descendant 24 excède sensiblement celle régnant dans la condui- te de transfert 30, et que la densité du mélange de catalyseur dans le strip- per 17 et le réacteur 10 excède sensiblement celle régnant dans la conduite ascendante 22.
En considérant cet équilibre plus exactement, on voit que la pression totale exercée sur le côté réacteur de la branche de .sûreté 20, qui résulte de la pression de gaz à la partie supérieure du réacteur 10 plus la pression fluistatique du catalyseur dans le lit 11 et le stripper 17, peut être utilisée pour excéder la pression de retour exercée à la base du tuyau ascendant 22 sur le côté régénérateur de la branche de sûreté 20, qui résulte de la pression du catalyseur dans le tuyau ascendant 22 plus la petite pression due à la partie du catalyseur se trouvant dans le lit 15 au- dessus du point où la conduite 22 pénètre dans le régénérateur 14, et la pression de retour du gaz au-dessus du lit 15 dans le régénérateur, en cau- sant un écoulement de catalyseur qui tend à égaliser la différentielle de pression ainsi créée.
D'autre part, la pression de gaz au sommet du régéné- rateur plus la pression du catalyseur à l'intérieur du tuyau descendant 24, exercée sur le côté régénérateur de la branche de sûreté en U 27, variant avec le niveau du catalyseur dans le puits d'évacuation 25 et augmentant
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avec le débordement de catalyseur dans le puits d'évacuation, contrebalancent la pression de retour de la suspension huile-catalyseur dans la conduite de transfert 30 plus la pression fluistatique du catalyseur dans le lit 11 et la pression de retour au sommet du réacteur, et ne l'excèdent que d'une petite différence de pression égale à la chute de pression due au frottement.
Les branches de sûreté en U 20 et 27 constituent essentiellement la partie des conduites de transfert venant du réacteur et du régénérateur qui se trouve en dessous du niveau de la conduite d'injection de gaz 36 et de la conduite d'injection d'huile 13 respectivement, Ainsi, la branche de sûreté 20 comprend toute la conduite en U comprise entre la conduite 36 pour l'introduction du courant de gaz contrôlant le débit, à la base du tuyau ascendant 22, et le niveau correspondant arbitraire 39, situé dans le courant descendant de catalyseur, en dessous du réacteur 10, en un point situé près du fond du stripper 17. La pression fluistatique en ces deux points tend à être égalée ou compensée par le comportement fluide de la suspension de cata- lyseur entre eux.
La portion ascendante de cette branche de sûreté,entre le fond de l'U 20 et la conduite d'injection d'air 36, joue le rôle d'obstacle ou de sûreté de pression positive s'opposant à toutes forces qui pourraient tendre à faire refluer l'air venant du tuyau ascendant 22 vers le réacteur 10, à l'encontre du sens d'écoulement normal. Cet effet d'obstruction ou de sûreté existe par le fait que la pression fluistatique à la base de la partie en U est plus grande qu'elle ne l'est au point d'injection de l'air en 36.
La partie descendante de la branche de sûreté 20, entre le niveau 39 et le fond de la partie en U, crée une tête de pression suffisante pour contreba- lancer la différentielle de pression qui produit l'effet de sûreté ou d' obstruction dans la partie ascendante de la branche de sûreté 20, de sorte que l'effet net de la branche de sûreté sur la circulation du catalyseur est celui d'un tube siphono La situation du niveau 39 à l'intérieur du strip- per 17 est légèrement supérieure à celle du niveau de la conduite d'injection d'air 36, par suite de la chute de pression par frottement du courant de solide fluidifié s'écoulant dans la branche de sûreté 20, et parce que tout catalyseur dans la partie du fond du stripper 17, qui peut faire partie de la branche descendante de l'U, a une densité de fluide quelque peu moindre que le maximum.
D'une façon similaire, dans la branche de sûreté 27, qui s'étend depuis à peu près le niveau de la conduite d'injection d'huile 13 jusqu'au point arbitraire correspondant ou niveau 29 dans le tuyau descendant 24, toute.tendance des vapeurs d'huile, dans la conduite de transfert ascendan- te 30 à circuler dans le sens inverse, vers le régénérateur 14, rencontre l'opposition de la tête de pression fluistatique du catalyseur contenu dans la partie ascendante de cette branche de sûreté, entre le niveau de la con- duite d'injection 13 et la base de la partie en Uo Ainsi, il n'y a pas de possibilité, soit pour le courant de gaz de régénération principal injecté par la conduite 37, soit pour le courant de fluidification injecté à la conduite 36,
d'apparaître sous forme de bulles de gaz à la base de la bran- che descendante de la partie en U 20 descendant du côté réacteur du système, sans vaincre d'abord l'obstruction de pression positive établie dans la branche ascendante de cette partie en Uo Les mêmes considérations s'appli- quent aux vapeurs d'huile dans la conduite de transfert 30 vis-à-vis de la partie en U 27 et du tuyau 24 descendant du régénérateur.
La tête de pression fluistatique du catalyseur contenu dans ces parties en U sert donc d'obstacle ou de sûreté positive envers le mé- lange de retour de l'huile allant de la conduite 13 au régénérateur 14 ou de l'air allant de la conduite 36 dans le réacteur 10. Cet effet de sûreté ou d'obstruction de ces parties en U, en dessous du point d'entrée de la conduite d'injection d'huile 13 et de la conduite de gaz contrôlant le débit 36, fournit un facteur de sécurité vis-à-vis et en plus de la composante tête de pression et vitesse du catalyseur s'écoulant vers le bas dans chacu- ne des branches de sûreté.
Ces derniers facteurs sont en eux-mêmes suffisants pour maintenir la circulation du catalyseur dans le sens désiré en l'absence de fluctuations de pression dans le système, mais ne sont pas suffisants pour
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empêcher avec certitude un renversement de ce sens d'écoulement par suite de contre-foulements de pression normaux à l'intérieur du système. Comme indiqué ci-dessus, la profondeur des branches de sûreté requise à cette fin doit être suffisante pour compenser les fluctuations de pression qui surviennent dans un fonctionnement normal.
Dans les installations de cracking catalytique classiques, où l'on emploie des soupapes à tiroir pour contrôler la proportion de circulation du catalyseur, on rencontre des contre-foulements de pression de l'ordre de 2 à 3 livres par pouce carré, particulièrement dans les colonnes montantes de la phase diluée où le catalyseur tombant par la soupape à tiroir est repris par l'agent de fluidification pour la phase suivante du cycle opé- ratoire et transporté vers le haut vers le récipient de contact suivant sous la forme d'une suspension dispersée diluéea Dans le fonctionnement d'un tel système, la chute de pression à l'endroit de la soupape à tiroir n'est jamais inférieure à environ 3 livres par pouce carré.
Selon la présente invention, on n'utilise pas des soupapes à tiroir pour contrôler ou régler la proportion de catalyseur en circulation, et la chute de pression qui est requise pour empêcher un mélange de retour des gaz de l'un des récipients de contact vers l'autre, est fournie par la branche de sûreté en U en dessous du niveau d'in- troduction des deux gaz de fluidification. Ainsi, par exemple, un catalyseur fluidifié ayant une densité de 38 livres par pied cube dans des conditions d' aération minimum, nécessitera une hauteur de tuyau d'approximativement 3,8 pieds par livre de chute de pression, et une hauteur de 15 pieds dans ces branches de sûreté en U donnera une différentielle de pression de sûreté d' environ 4 livres par pouce carré.
Ceci peut être comparé à une chute de pres- sion totale d'environ 2 à 8 livres par pouce carré dans les lits fluides 11 et 15 du réacteur et du régénérateur, suivant la profondeur de ces lits fluides et la densité de la suspension de catalyseur qui se trouve dans ceux-ci.
Une caractéristique supplémentaire de cette invention est consti- tuée par le fait que le courant d'alimentation d'huile injecté dans la condui- te 13 pénètre dans la conduite de transfert 30 avec le même sens d'écoulement que le catalyseur qui s'y trouve, de sorte qu'il n'y a pas de changement brusque du sens d'écoulement du catalyseur, soit au point d'injection de l' alimentation en huile, soit au point où le courant de catalyseur pénètre dans cette conduite de transfert. Cet écoulement concourant de l'huile venant de la conduite 13 et du catalyseur venant de la conduite 27 par la conduite de transfert 30 dans le réacteur, procure un fonctionnement plus souple avec des fluctuations de pression beaucoup plus petites en ce point que celles observées dans le fonctionnement d'un équipement contrôlé par soupapes à tiroir classi- que.
D'une manière similaire, dans la conduite 36 à la base du tuyau ascendant 22, l'écoulement de catalyseur et l'écoulement de gaz introduit sont colinéai- res, de manière à minimiser les fluctuations de pression qui tendent à se produire par suite de la formation de boues de catalyseur faiblement dispersé dans la conduite de transfert où il y a un changement brusque du sens d'écou- lement du solide au point d'injection du gaz. Les fluctuations de pression dans le tuyau 22 sont également minimisées en maintenant la colonne de cata- lyseur qui s'y trouve, sous la forme d'une suspension dense plutôt que d'une suspension diluée.
Toute boue de catalyseur faiblement dispersé persistant sur une courte distance au cours du trajet ascendant de solide à l'intérieur de ce tuyau ne causera ainsi que de petits contre-foulements de pression lo- caux par suite de la différence de densité, au lieu des contre-foulements de pression marqués qui peuvent survenir lorsqu'une telle boue apparaît dans une conduite de transfert de phase diluée.
L'alimentation principale d'air de combustion pour le procédé de régénération, est introduite dans le fond du régénérateur 14 par la conduite 37 venant d'un ventilateur 38 et par un brûleur auxiliaire 40. Le brûleur auxiliaire 40, disposé à la base du régénérateur 14, est employé pour fournir de la chaleur au catalyseur pendant la période de démarrage. Dans ce but, la conduite 37 s'ouvre directement dans le brûleur 40, et une fourniture séparée de combustible gazeux ou liquide, non représentée, est prévue pendant le dé- marrage.
Durant des opérations normales, il n'y a pas de combustion dans ce brûleur, Un chapeau ou masque réfractaire hémisphérique creux 41 couvrant la
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partie supérieure de la sortie du brûleur 40 protège la grille de distribution de gaz métallique 42, supportant le lit fluide 15, contre la chaleur rayonnan- te directe lorsque le brûleur est utilisé. L'espacement étroit 43 entre le cha- peau 41 et le sommet saillant du brûleur 40 fournit un dispositif purgeur pour les vapeurs et donne également une vitesse élevée au courant de gaz en ce , point, ce qui aide à empêcher le catalyseur se trouvant dans le cône du fond du régénérateur, en dessous de la grille 42, de tomber dans le brûleur.
Le modèle de la grille 42, supportant le lit fluide 15, est de préférence tel qu'il y ait une chute de pression suffisante dans cette grille pour empêcher un reflux de catalyseur par les ouvertures qui s'y trouvent pra- tiquées, d'où il résulte que le cône à la base du régénérateur 14, en dessous de la grille 42, travaille.- ordinairement sans catalyseur lorsque le ventilateur 38 fournit une alimentation'd'air normale. Le tuyau ascendant 22 est représen- té comme saillant dans le lit fluide 15 jusqu'à un niveau situé au-dessus de la grille 42, ce qui ajoute:la différence de pression flui statique du cataly- seur compris dans cette partie du tuyau, par rapport à celle régnant dans le lit fluide 15, à la force d'entraînement de la circulation du catalyseur, et diminue ainsi la hauteur totale du récipient requis.
Dans d'autres cas, toute- fois, il peut être désirable que le tuyau 22 se termine au niveau de la gril- le 42 ou à un niveau encore plus bas, tel qu'au point où il pénètre dans le fond du récipient de régénération 14.
La pression du dessus à l'intérieur du réacteur 10, au-dessus du lit fluide 11 qui y est contenu, peut être d'environ 9 livres par pouce carré, comme indiqué ci-dessus, ceci étant déterminé par la contre-pression régnant dans le système de récupération du produit. Les vapeurs du produit qui passent au-dessus venant du lit fluide 11, contiennent des particules de catalyseur entraîné qui sont séparées des vapeurs du produit par deux ou trois phases d'un dispositif séparateur gaz-solides approprié 44, tel qu'un séparateur cy- clone, un appareil "multiclonique" ou analogue, et renvoyées de celui-ci dans le lit 11 en passant par des branches d'immersion. Les vapeurs sont en- suite transportées par la conduite 45 dans le système de récupération du pro- duit.
Si on le désire,de petites quantités de catalyseur entraîné résiduel, récupérées dans le système de récupération sous la forme d'une boue de cata- lyseur dans l'huile, peuvent être renvoyées au système de cracking par la conduite d'injection d'huile 13 ou en tout autre point convenable.
La pression du dessus exercée sur le régénérateur 14, au-dessus du lit fluide 15 qui y est contenu, peut être d'environ 11 livres par pouce carré et être contrôlée par une soupape de réglage 46 disposée dans une che- minée 47 du régénérateur.
Des gaz d'échappement provenant de la régénération passent dans la cheminée 47 par l'intermédiaire du dispositif séparateur gaz-solides 48 tel qu'un séparateur cyclone. un appareil "multiclonique" ou analogue, qui peut être disposé sous la forme d'un système de séparation à deux phases ou à trois phases avec des branches d'immersion pour renvoyer le catalyseur ainsi récu- péré dans le lit fluide 15.
Le réglage de la soupape 46 peut être contrôlé par une commande de pression différentielle 49 reliée de façon convenable au sommet du régéné- rateur 14 et du réacteur 10 de façon à maintenir la différentielle de la pres- sion désirée entre les sommets de ces récipients. La différentielle de pres- sion entre ces récipients, qui fait partie de l'équilibre de pression dans le système, est ainsi maintenue à une valeur constante.
Bien que le présent exemple soit décrit en rapport avec une pression au sommet du régénérateur quelque peu plus élevée que la pression au sommet du réacteur, de façon à réaliser certains avantages incidents à une régénération à niveau de pression plus élevé, exactement les mêmes principes peuvent s'appliquer à une opéra- tion dans laquelle les deux récipients sont à la même pression au sommet, ou dans laquelle il y a entre eux des différences dans l'un ou l'autre sens.
L'invention envisage également d'opérer avec un de ces récipients disposé à un niveau plus élevé que l'autre, avec des réglages appropriés des pressions au sommet et de la longueur des deux tuyaux allant au et venant du récipient le plus élevée
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Les variables opératoires principales sur lesquelles reposent ha- bituellement le contrôle du fonctionnement de ce système, comprennent la four- niture d'air au tuyau ascendant 22, la quantité totale et la qualité du cata- lyseur dans le système, et la température ainsi que la quantité d'huile four- nie à la conduite d'injection 13.
Pour tirer un avantage complet de la capaci- té de régénération disponible, il est le plus économique de faire marcher le ventilateur d'air principal 38 à vitesse constante, en capacité, et de faire tous les réglages qui peuvent être requis dans la section du réacteur pour produire la quantité de coke sur le catalyseur qui maintiendra le système en équilibre thermique à la température de cracking désirée et avec la capacité de combustion de coke maximum. Il est possible, cependant, de procéder à cer- tains réglages du débit suivant lequel l'air de combustion principal est four- ni par le ventilateur 38, si un tel réglage est justifié dans des circonstan- ces spéciales.
Bien que la quantité totale de catalyseur entretenu dans le lit fluide 15, à l'intérieur du régénérateur 14, soit sensiblement constante par suite du niveau fixe 16 à la partie supérieure du puits d'évacuation 25, le catalyseur contenu dans le puits d'évacuation trouve un niveau libre 50 quel- que peu en dessous du niveau 16 du lit 15, dépendant de la proportion de ca- talyseur en circulation et des différentielles de pression établies autre part dans le système. L'existence d'un tel niveau libre permet des réglages considérables du volume en circulation sans entraîner le déséquilibre de pres- sion du système, et la différence entre le niveau 50 et le niveau 16 consti- tue une mesure de la force d'entraînement de réserve pour la circulation du catalyseur, qui permet de tels réglages.
Le catalyseur contenu dans le réacteur est contrôlé directement par le volume total de catalyseur dans le système. On peut procéder à des changements de ce volume de catalyseur pour produire une modification du ni- veau du lit fluide 11 dans le réacteur 10 en ajoutant du catalyseur d'appoint ou en retirant du catalyseur épuisé en tout point convenable, par exemple dans le tuyau 22 conduisant au régénérateur. Une partie du catalyseur retiré de cette manière peut être évacué pour permettre d'ajouter du catalyseur frais afin de maintenir le niveau désiré d'activité dans le courant de circulation total, ou bien il peut être entièrement emmagasiné en vue de son réemploi.
La température dans le réacteur 10 est normalement réglée en con- trôlant le débit du catalyseur en circulation dans le systèmea Afin de réa- liser cette opération, la candence à laquelle l'air est fourni au tuyau 22 par le ventilateur 35 est contrôlée par un indicateur de température 51 dispo- sé en un point convenable dans le lit 11. Dans le cas où la température du réacteur ainsi déterminée, tend à tomber en dessous de la valeur désirée, ce mécanisme est disposé de fagon à augmenter la fourniture d'air au tuyau 22, en diminuant la densité de la suspension de catalyseur qui s'y trouve et en augmentant le débit du catalyseur en circulation.
Pour un débit plus élevé de catalyseur en circulation, il y a plus de catalyseur chaud qui s'écoule par unité de temps dans le puits 25, venant du régénérateur 14, et ce cata- lyseur passe dans le réacteur 10, en augmentant la température du réacteur et la sévérité du cracking pour un taux d'alimentation d'huile donné de façon à produire une quantité supplémentaire de coke sur le catalyseur et une pro- portion plus élevée de production de chaleur lorsque ce coke est enlevé par combustion du catalyseur dans le régénérateur 14.
D'autre part, une tempéra- ture trop élevée dans le réacteur agira par le même mécanisme pour provoquer une diminution de la fourniture d'air au tuyau 22, entraînant une diminution de la proportion de catalyseur en circulation, une fourniture de chaleur moindre au réacteur et une production moindre de coke par unité de temps. La quantité d'huile fournie par la conduite 13 et la température à laquelle cette charge d'alimentation est préchauffée avant son injection dans le cou- rant de catalyseur peuvent également être réglées en contrôlant la températu- re du réacteur. Ce préchauffage de l'huile peut varier entre environ la tem- pérature atmosphérique et 750 F ou davantage, et est ordinairement de l'ordre d'environ 400 à 650 F.
La sévérité du cracking, qui détermine la distribution du produit et la qualité du produit, est facteur de toutes ces variables,
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comprenant le débit d'alimentation, le type et la température de la charge d'alimentation d'huile, et le débit de circulation, l'activité et la tempé- rature du courant de catalyseur pénétrant dans le réacteure
Comme caractéristique de sécurité de cette opération, l'écoule- ment de catalyseur venant de la branche ascendante de l'U 27 pour aller dans la conduite de transfert 30, est mesuré par un appareil de contrôle ou con- trôleur de chute de pression 52 monté avec un venturi 53.
Un robinet de sûre- té 54, qui fonctionne à l'état entièrement ouvert dans desconditions norma- les, peut également être disposé dans la conduite 27 en cet endroit.'Il n'y a pas d'action d'étranglement causée par ce robinet qui fonctionne à l'état soit entièrement ouverte soit entièrement fermé, et un étranglement de venturi 53 est construit de fagon à créer seulement la chute de pression la plus fai- ble qui puisse être mesurée de façon sûre,
chute de pression de l'ordre de quelques dixièmes de livrée Le contrôleur 52 est relié au robinet 54 de maniè- re à couper l'écoulement de catalyseur complètement si la chute de pression au venturi 53 indique que l'écoulement tombe en dessous d'une certaine valeur minimum prédéterminée. Celle-ci peut être d'environ 50 % du débit d'écoulé- ment normal, ou bien peut être établie pour le débit minimum d'écoulement de catalyseur chaud nécessaire pour fournir la chaleur requise pour la vaporisa- tion de la charge d'alimentation d'huile injectée par la conduite 13o Un robi- net de sûreté 55, un venturi 56 et un contrôleur 57 jouent le même rôle dans la branche ascendante de l'U 20 juste en dessous de la conduite d'injection d'air 36 pénétrant dans le tuyau ascendant 22.
Dans les deux cas, le contrô- leur mesure la chute de pression existant dans le montage venturi et robinet, et le montage venturi et robinet peut être combiné en un seul groupe, si on le désire.
Comme caractéristique de sécurité supplémentaire, des contrôleurs de débit d'écoulement non représentés peuvent être prévus sur la conduite d'alimentation d'huile 13 et les conduites d'alimentation d'air 36 et 37, avec des conduites d'aération de sûreté pour fermer automatiquement l'alimen- tation de vapeur d'eau ou d'un autre gaz inerte en ces points dans le cas où le débit d'alimentation d'huile ou d'alimentation d'air tombe en dessous de la valeur minimum de sécurité pour maintenir la fluidité, ou dans le cas où les robinets 54 et 55 se ferment par suite d'un renversement quelconque du fonctionnement normal tel qu'une diminution drastique du débit d'écoulement du catalyseur.
Cette caractéristique est particulièrement importante au point d'injection d'huile, vu que la perte de vitesse du gaz en ce point peut avoir pour résultat la formation d'une suspension à phase dense dans la conduite de transfert 30 avec un encrassement important et une certaine tendance à boucher la conduite de transfert par une boue épaisse d'huile et de catalyseur.
Des soupapes de retenue appropriées, non représentées, peuvent également être prévues dans les différentes conduites d'injection d'air et de vapeur d'eau pour empêcher toute tendance du catalyseur fluidifié ' pénétrer dans ces con- duites dans le cas d'un défaut de pression des conduites,,
La figure 2 montre un autre mode de réalisation de cette invention utilisant les mêmes principes de différentielles de pression pour le contrôle de la densité du catalyseur pour créer la circulation du catalyseur, et des branches de sûreté en U pour empêcher le mélange de retour des gaz;, sans 1' emploi de grilles pour supporter les lits fluides de catalyseur dans le réac- teur et le régénérateur.
L'équipement illustré sur ce dessin comprend un réacteur 60 et un régénérateur 61 reliés par des conduites de transfert comportant des bran- ches de sûreté 62 et 63 disposées à un niveau situé en dessous du fond du réacteur et du régénérateur, Le réacteur 60 contient un lit fluide 64 de cata- lyseur, dont le niveau est indiqué en 65. La charge d'alimentation d'hydrocar- bures pour le procédé de oracking catalytique est injectée par une conduite 66 dans une conduite de transfert 67 menant au fond du réacteur.
Le réacteur 60, qui possède une paroi latérale cylindrique et un fond en forme de cône, présente un espace d'épuration ou de lavage annulaire;, disposé à l'intérieur du réacteur, et un stripper prolongé disposé en dessous
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de celui-ci. Une fausse enveloppe 68, ayant une section cylindrique au sommet et une section en cône à sa partie inférieure, est suspendue symétriquement à l'intérieur du réacteur, en étant espacée de la paroi latérale et du fond de façon à former un espace d'épuration annulaire 69.
La conduite de trans- fert 67, qui sert d'admission dans le réacteur pour le catalyseur et l'huile, passe à travers le fond de la section conique de l'enveloppe 68 avec frotte- ment dur entre la conduite de transfert et l'enveloppe sans qu'il y ait né- cessairement étanchéité, de façon qu'une certaine partie de catalyseur puis- se en ce point 70 s'écouler dans le stripper prolongé 71 situé en dessous du réacteur 60. La plus grande partie du catalyseur pénètre dans la disposition strippers annulaire et prolongé combinés par des orifices 72 disposés autour de la circonférence de la section cylindrique de l'enveloppe 68. L'espace de lavage annulaire en dessous des orifices 72 est de préférence muni de chica- nes 73, de même que la section de stripper prolongé 71.
Une source convenable de vapeur d'eau ou d'un autre gaz de lavage est fournie par la conduite 74 à la base de la section d'épuration 71.
Dans certains cas, on peut estimer que soit le dispositif d'épu- ration annulaire,soit le stripper prolongé, comme montré ci-dessus,peut être suffisant à lui seul sans l'emploi des deux dispositifs, et il entre dans l'esprit de cette invention d'employer l'un ou l'autre type de moyen d'épuration sans l'autre. Si le stripper annulaire doit être employé sans le stripper prolongé, un simple tuyau vertical peut être prévu à la place du stripper 71 pour assurer la liaison avec la branche de sûreté en U 62, en dessous du niveau du réacteur 60.
Le régénérateur 61 contient un lit fluide 75 de catalyseur ayant un niveau comme indiqué en 76, subissant la régénération par combus- tion pour enlever les dépôts carbonés formés pendant le procédé de cracking.
Le niveau 76 est fixé par le débordement de catalyseur du lit fluide 75 dans une cuvette collectrice fixe 77. Le catalyseur ainsi retiré s'écoule par un tuyau descendant 78 dans la branche de sûreté 63, et de là dans le réac- teur au moyen de la conduite de transfert 67 qui se termine dans un cône de distribution renversé 79. Un cône déflecteur renversé 80 est disposé au-des- sus du point d'entrée pour coopérer avec le cône de distribution 79 en don- nant une distribution plus uniforme de catalyseur et d'hydrocarbure réactif au travers de la section de la base du lit fluide 64.
Le tuyau d'évacuation de catalyseur 78, qui est représenté sous la forme d'un tuyau extérieur sur le dessin, peut, si on le désire, s'éten- dre verticalement vers le bas à travers le lit fluide 75 et traverser la partie du fond du régénérateur 61 au lieu de s'étendre immédiatement à tra- vers la paroi latérale, sous forme de tuyau extérieur.
Le catalyseur lavé, retiré du fond de la section d'épuration, passe par la branche de sûreté 62 dans le tuyau ascendant 82 qui s'ouvre directement dans le fond du lit fluide 75, dans le régénérateur 61. Un cône déflecteur renversé 83 peut être disposé au-dessus de l'extrémité supérieure ouverte du tuyau ascendant 82 pour donner une distribution plus uniforme au courant de catalyseur pénétrant en ce point. Le cône déflecteur 83, ainsi que le cône déflecteur 80, peut être construit sous la forme d'un cône ren- versé présentant une petite ouverture centrale et ayant un diamètre extérieur quelque peu plus grand que le diamètre du courant de catalyseur qui vient s'y heurter.
Une telle construction permet à une partie du courant de catalyseur de circuler de façon continue à travers le cône de façon qu'il n'y ait pas d'espace mort au-dessus de celui-ci, et fait dévier le restant circonféren- tiellement de façon à donner une distribution beaucoup plus uniforme de ca- talyseur et de gaz au travers de la section transversale du récipient que celle qui est obtenue en laissant le courant passer directement dans le lit fluide sans aucune grille de distribution ni de chicanes de déflexion.
Le contrôle primaire du débit de catalyseur en circulation est obtenu dans cet équipement, comme dans le cas de la variante exposée antérieu- rement en rapport avec la figure 1, en réglant la densité de la suspension de catalyseur dans le tuyau ascendant 82 menant au régénérateur 61. Comme dans
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1.'exemple précédent,, ceci peut être réalisé en fournissant des quantités va- riables d'air provenant de la fourniture principale d'air venant d'un ventila- teur 84, à la base du tuyau ascendant 82 par des conduites d'injection d'air 85, tandis que le restant de la fourniture d'air de régénération est introduit dans le régénérateur par une conduite'séparée 86.
Les différents tuyaux et branches de sûreté de ce modèle fonction- nent essentiellement de la même manière que celle décrite ci-dessus à la figu- re 1. La pression du dessus dans le réacteur 60 est déterminée par la contre- pression agissant.sur le système de récupération, non représenté, et les va- peurs de produit sont enlevées du dessus du réacteur à l'aide d'une conduite 88 après être passées par un dispositif séparateur gaz-solides approprié 89 pour enlever le catalyseur entraîné et le renvoyer par des branches d'immersion appropriées dans le lit fluide 64. La différentielle de pression entre le ré- acteur 60 et le régénérateur 61, s'il y en a, est maintenue à un niveau désiré constant par un dispositif sensible à la pression, relié au sommet des deux récipients et commandant l'ouverture d'une soupape de réglage 90.
La soupape de réglage 90 est placée dans une cheminée 91 qui enlève les gaz de régénéra- tion épuisés venant du régénérateur 61 après qu'ils sont passés par un dispo- sitif de séparation gaz-solides 92 pour en extraire le catalyseur entraînée Un échangeur de chaleur 93 peut être disposé dans la cheminée 91 pour préchauf- fer la charge d'alimentation d'hydrocarbures introduite par une conduite 94, par échange de chaleur indirect avec les gaz de fumée venant du régénérateur.
Dans certaines circonstances, il peut être désirable d'employer un échangeur de chaleur dit à feuille tubulaire double en ce point au lieu de l'échangeur de chaleur simple représenté schématiquement sur le dessin. Un tel échangeur empêche le mélange des fluides échangeurs de chaleur lors d'un défaut au point où les tubes passent à travers la feuille tubulaire collectrice. Dans ce but, un espace étroit ouvert à l'atmosphère est prévu entre deux feuilles tubulai- res séparées supportant les tubes, une feuille tubulaire servant à fermer 1' espace collecteur, l'autre à fermer l'espace échangeur.
Comme dispositif de contrôle de sûreté pour les opérations, un indicateur d'écoulement à venturi 95 peut être prévu dans la branche de sûreté 62 recevant le catalyseur épuisé pour opérer une coupure sur le ventilateur d'air principal 84 et interrompre ainsi l'écoulement d'air dans le cas où le débit moyen du catalyseur tombe en dessous d'une valeur minimum prédéterminée.
Un indicateur à venturi similaire 96 peut être disposé dans la branche de sûreté 63 destinée au catalyseur régénéré, pour commander une soupape 97 pré- vue dans la conduite d'alimentation d'huile 94, et couper l'alimentation d' huile vers la conduite d'injection 66 dans le cas où l'écoulement de cataly- seur dans la branche de sûreté 63 tombe en dessous du minimum prédéterminé.
Le contrôleur de débit d'air 98, qui détermine la quantité relative de l'ali- mentation d'air de régénération introduite par les conduites 85 et 86 à la base et au sommet du tuyau ascendant 82 respectivement, peut être actionné par un contrôleur de température placé dans le régénérateur 61, comme montré ici, ou dans le réacteur 60 comme c'est le cas dans la variante décrite à la figure 1.
On notera que différents éléments de ces deux modèles peuvent être utilisés en combinaisono Ainsi, par exemple, soit le stripper annulaire, soit le tuyau de catalyseur régénéré extérieur de la figure 2 peuvent être employés à la place des éléments correspondants du modèle représenté à la figure 1, et on peut trouver différents avantages à opérer sans grilles de distribution et de support 32 et 42, d'une manière similaire à celle décrite à la figure 2.
Comme exemple spécifique de densités et de différentielles de pression convenant pour le fonctionnement dans un système de ce type, une installation de cracking catalytique conçue selon la figure 1 et utilisant un catalyseur de silice-alumine synthétique sous la forme de microsphères séchées par pulvérisation et ayant une répartition de dimensions comme suit. g 7 % à 0-20 microns, 15 % à 20-40 microns, 66 % à 40-80 microns et 12 % à 80 microns et plus, peut présenter une pression au sommet du réac- teur de 9,8 livres par pouce carré, une densité du lit dans le réacteur de
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28 livres par pied cube pour une profondeur de lit normale de 25 pieds,
une densité de catalyseur de 32 livres par pied cube pour une profondeur de 16 pieds dans la section de stripper 17, une pression d'environ 18,1 livres par pouce carré au niveau de l'admission 19 pour le gaz d'épuration, et une densité de 38 livres par pied cube dans la branche de sûreté 20 ainsi que dans la branche de sûreté 27 et le tuyau descendant 24;
dans ces conditions, 'la pression du dessus du régénérateur peut être d'environ 11,2 livres par pouce carré, avec une densité de catalyseur de 23 livres par pied cube pour une profondeur de 13 pieds dans le lit fluide 15, en donnant une pression de 13,3 livres par pouce carré au niveau de la grille 42 et une pression de 16,3 livres par pouce carré au niveau de la conduite d'injection d'air 36 lorsque la densité de la suspension dans le tuyau ascendant 22 est d'environ 17 li- vres par pied cube et que la densité de la suspension diluée dans la condui- te de transfert 30 est d'environ 6 livres par pied cube.
Dans ces conditions, la chute de pression à travers le lit fluide 11 dans le réacteur est d'envi- ron 4,8 livres par pouce carré, la chute de pression à travers le lit fluide 15 dans le régénérateur est d'environ 2,0 livres par pouce carré et le niveau de catalyseur 50 dans le puits d'évacuation 25 est d'environ 7 pieds en des- sous du niveau 16 du lit 15. La hauteur des branches de sûreté en dessous de la conduite d'injection d'huile 13 et de la conduite d'injection d'air 36, au-dessus du fond des parties en U 27 et 20 respectivement, est d'environ 15 pieds, ce qui est suffisant pour créer une pression de sûreté fluistatique d'environ 4 livres par pouce carré dans chacune de celles-ci.
Une hauteur de branche de sûreté aussi petite qu'environ 7,5 pieds pour donner un effet de sûreté d'une pression de 2 livres pourrait être un facteur de sûreté suf- fisant dans des systèmes de ce type où des fluctuations de pression sont très faibles. Dans d'autres cas, des branches de sûreté prévues plus longues peu- vent de façon correspondante être employées pour permettre de plus grandes fluctuations de pression,spécialement dans des opérations réalisées à des pressions de récipient plus élevées ou avec une plus grande différence entre les pressions opératoires dans les deux récipients.
Grâce aux branches de sûreté en U décrites, ces modèles sont tous deux appropriés pour l'emploi dans des installations de cracking catalytique fonctionnant à des vitesses de gaz superficielles considérablement plus éle- vées que celles employées dans la pratique commerciale actuelle. Les données spécifiques montrées dans l'exemple ci-dessus sont appropriées pour un fonc- tionnement avec la gamme de vitesses préférée d'environ 2,5à 3,0 pieds par seconde à la fois dans le réacteur et dans le régénérateur.
Ce procédé fonc- tionnera également aussi bien à de faibles vitesses de l'ordre de la vitesse d'aération minimum du catalyseur, qui peut être comprise entre environ 0,1 et 0,5 pied par seconde, et des vitesses plus élevées peuvent être employées, allant jusqu'à environ 6 à 8 pieds par seconde, ce qui est considérablement supérieur à la vitesse de chute libre des particules de catalyseur employées.
Bien que ce procédé ait été décrit en utilisant un catalyseur de silice-alumine spécifique, d'autres catalyseurs de cracking peuvent tout aussi bien convenir. En général, les chiffres donnés ici se rapportent à une opération réalisée avec des catalyseurs de cracking ordinaires. Avec des catalyseurs ou des solides ayant une densité beaucoup plus élevée ou beaucoup plus faible, les densités et les vitesses données varieront mais les mêmes principes de contrôle de pression fluistatique resteront d'application. Les températures, les débits moyens et la sévérité du cracking employé ne font aucunement partie de cette invention et n'y sont pas limités.
Bien que l'exposé ci-dessus ait décrit, à titre d'exemple, 1' application spécifique de cette invention à des systèmes destinés au cracking catalytique des hydrocarbures, on appréciera que les mêmes principes de base peuvent être employés avec avantage dans toute une série d'autres applica- tions. Ainsi, l'invention est adaptée pour l'hydroformation de naphtes, et on peut trouver d'autres emplois importants dans le domaine de la conversion catalytique de gaz ou de matières vaporisées partout où il est nécessaire de régénérer un catalyseur solide finement divisé à de fréquents intervalles, par oxydation, réduction, sulfuration ou un autre traitement spécial, après
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qu'il est épuisé pendant la période de conversion.
Un exemple des nombreux procédés non catalytiques dans lesquels un tel système peut être employé est constitué par le cracking thermique de matières carbonées lourdes telles que du produit brut réduit, utilisant un courant de recyclisation de solide iner- te comme véhicule de chaleur. Un autre exemple existe dans le traitement d' un courant d'hydrocarbures gazeux ou liquides mélangés avec du silicat gel, du charbon de bois activé ou d'autres adsorbants solides convenables pour 1' enlèvement et la récupération d'un constituant désiré d'un tel mélange par adsorption sélective.
Un autre exemple est la distillation d'huile à partir de schiste bitumeux, où le schiste épuisé peut être grillé dans un courant de gaz oxydant, dans un récipient séparé, et renvoyé dans le cycle au réci- pient de distillation pour fournir de la chaleur pour la distillation d'une nouvelle quantité d'huile provenant du schiste frais introduite D'autres emplois peuvent comprendre la carbonisation de charbon, le grillage de mine- rais, la réduction d'oxydes métalliques ou la transmission de chaleur entre des courants de fluides au moyen de solides.
Si l'on se reporte maintenant en détails aux figures 3, 3a, 4 et 4a des dessins, où des parties similaires sont indiquées par les mêmes notations de référence, le système qui y est illustré comprend essentielle- ment une cornue 110 pour le produit brut, un hydroformateur ou un réformateur de naphte schématiquement représenté par un élément 130, un fractionnateur de produit 140, une phase de cracking illustrée schématiquement par un élé- ment 150, et un appareil 190 pour le filtrage éventuel de fuel oil.
Le rôle et la coaction de ces éléments seront expliqués immédiatement en prenant comme exemple le raffinage d'un pétrole brut de poids spécifique moyen du type Arabian Quatar dans une raffinerie ayant une capacité d'environ 100000 barils se produit brut par jour. Il doit être entendu, cependant, que le système peut être employé pour le raffinage de différents types de pétroles bruts sur une plus ou moins grande échelle d'une manière généralement analo- gue.
En fonctionnement, le pétrole brut est pompé d'une conduite 101 au moyen d'une pompe 103, par conduite 105 et à travers des échangeurs de chaleur 106, dans un serpentin chauffant disposé dans un four 107 où il est chauffé à une température convenable pour vaporiser une partie importante du pétrole. Celui-ci ainsi chauffé est envoyé par une conduite 109 vers une por- tion inférieure d'une cornue 110 dans laquelle il peut pénétrer à une tempé- rature d'environ 750 à 800 F et une pression d'environ 40 à 70 livres par pouce carré.
La cornue 110 peut être munie d'une série de plaques à capuchon horizontales 112 pour les bulles en vue d'améliorer le fractionnement de 1' alimentation d'une manière classique.Le reflux peut être réalisé à l'aide de condenseurs partiels 114 disposés intérieurement ou extérieurement à la partie supérieure de la cornue 110. Pour servir dans le présent exemple, la cornue 110 peut être mise en fonctionnement de façon que trois courants de distillat et trois queues de distillation soient produits comme suita
Tous les constituants bruts bouillant en dessous d'environ 250 F sont enlevés conjointement sous forme d'un courant de vapeur de naphte vierge léger, par le haut dans une conduite 116, à une température d'environ 300- 350 F. Ce courant peut être d'environ 20 à 25 % du produit brut chargé.
Un courant liquide de naphte lourd ayant une gamme d'ébullition d'environ 250 à 400 ou 500 F, est enlevé par une conduite 118 d'une partie supérieure de la cornue 110 en un point situé en dessous des condenseurs 114. Environ 20 à 25 % du produit brut chargé est récupéré par la conduite 118. Un kérosène ou une huile Diesel bouillant dans la gamme d'environ 400 à 700 F et s'élevant à environ 17 à 23 % du produit brut est enlevée par une conduite 1200 Le res- tant de la charge, s'élevant à environ 40 à'50 % et consistant, de façon pré- dominante, en constituants bouillant au-dessus de 700 à 800 F, est retiré sous forme de produit brut réduit par une conduite 122 du fond de la cornue 110.
Le kérosène retiré par la conduite 120 convient normalement pour des applications propres de kérosène ou d'huile Diesel, sans autre traitement, et peut être envoyé directement à l'emmagasinage. Les autres fractions peu- vent être traitées selon la présente invention comme il sera décrit immédia- tement ci-après.
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Les vapeurs de naphte vierge léger dans la conduite 116 peuvent être envoyées directement dans une portion inférieure d'un fractionnateur de produit 140. Si on le désire, ce courant de vapeurs peut être préchauffé à en- viron 800 à 1.000 F pour s'adapter aux exigences thermiques du fractionnateur 140. Ceci peut être réalisé en by-passant au moins une partie des vapeurs de la conduite 116 par un serpentin de chauffage 117 disposé soit séparément, soit, comme montré à la figure 3, dans une section de convection 132 d'un four de reformation 130 qui fonctionne comme décrit ci-après.
Le courant de naphte lourd qui se trouve dans la conduite 118, peut être pompé par une pompe 126, à travers une conduite 128 à une pression d'en- viron 900-10100 livres par pouce carré, dans une phase d'hydroformation cata- lytique ou de reformation thermique. Cette phase de reformation peut être de tout modèle classique bien connu dans le métier, et peut comprendre un four tubulaire classique 130 conçu pour permettre un temps de séjour de l'huile d' environ 18 à 25 volumes de liquide par volume d'espace réactionnel par heure (v/v/hr) à environ 1.000-1.00 F et à une pression d'environ 10000 livres par pouce carré.
Dans ces conditions, la valeur d'octane du naphte peut être aug- mentée d'un indice d'octane d'environ 20 à 30 jusqu'à un indice d'environ 70 à 80 sans cracking excessif en hydrocarbures normalement gazeuxa D'une autre fagon, cette phase de reformation peut comprendre une unité d'hydroformation comme décrit plus loin avec référence aux figures 4 et 4a. L'effluent total venant du reformateur 130 est envoyé pratiquement à la pression et à la tempé- rature de reformation par la conduite 134, munie d'un dispositif de relâche- ment de pression ou de sûreté tel qu'une soupape ou un venturi 136, dans une partie inférieure du fractionnateur 140 en un point situé près du point d'a- limentation de la conduite 116.
Par suite du passage de la pression à la pres- sion du fractionnateur d'environ 5 à 15 livres par pouce carré, le naphte est pratiquement complètement vaporisé lorsqu'il pénètre dans la partie inférieure du fractionnateur 1400
Le produit brut réduit de la conduite 122 peut être envoyé direc- tement à la partie inférieure du fractionnateur 140, sensiblement à la tempé- rature à laquelle il se trouve lors de son retrait de la cornue 110. La con- duite 122 arrive dans le fractionnateur 140 en un point situé au-dessus des points d'arrivée ou d'alimentation des conduites 116 et 134. De cette maniè- re, les vapeurs fournies par les conduites 116 et 134 passent vers le haut à travers le fractionnateur 140 à l'encontre du produit brut réduit s'écou- lant vers le bas pour débarrasser ce dernier des constituants vaporisables.
Cet effet et le fonctionnement du fractionnateur 140 seront décrits avec plus de détails plus loin.
En ce point, on constate qu'un courant latéral d'hydrocarbures de la gamme gas oil s'élevant à environ 45 à 60 % calculé sur le produit brut et bouillant entre environ 600 et 1.000 à 1.100 F, qui convient comme charge' de cracking catalytique, peut être retiré d'une section intermédiaire du fractionnateur 140 par un système à reflux de gas oil, comprenant une pompe 143 et des conduites 142 et 144, et envoyé par une conduite 146 vers une pha- se de cracking catalytique 150. Cette phase de cracking est de préférence conçue comme décrit aux figures 1 et 2, mais tout autre système de cracking classique, destiné à convertir des hydrocarbures de la gamme gas oil en huiles à point d'ébullition plus bas en particulier de la gamme combustibles de mo- teur, peut être utilisé.
Un fonctionnement continu ou par charges peut être employé dans des systèmes à lit fixe, à lit mobile, à "fluides" ou à suspen- soldes. La chaleur requise pour le cracking peut être fournie sous forme de chaleur préalable des substances du procédé et/ou comme chaleur sensible de catalyseur régénéré exothermiquement, ou de toute autre manière habituelle.
Des catalyseurs du type gèlé ou argile synthétique ou naturelle modifiée, telle que des argiles de montmorillonite activées, des composés de silice- alumine, de silice-magnésie et d'autres catalyseurs de cracking classiques peuvent être employés à des températures d'environ 800 à 1.000 F et des pres- sions allant d'environ la pression atmosphérique à 25 livres par pouce carré, le tout d'une manière connue en soi.
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L'effluent d'hydrocarbures total de la phase de cracking 150 est envoyé sensiblement à la température de cracking de, disons 800 à 900 F envi- ron par une conduite 152 à la partie inférieure du fractionnateur 140, de préférence en un point intermédiaire entre les points d'alimentation du pro- duit brut réduit d'un côté, et des naphtes vierges et reformés de l'autre cô- té. Si la phase de cracking 150 fonctionne à une pression élevée, la pression peut, sous l'action d'une soupape 152a, passer à la pression du fractionna- teur.
Dans la plupart des cas, environ 95 à 100 % de la matière ayant subi le cracking ou Il craquée " pénètre dans le fractionnateur 140 à l'état de vapeur pour renforcer l'action de lavage des vapeurs fournies par les conduites 116 et 134, tandis que tout constituant non vaporisé de la matière craquée est à son tour soumis au lavage par les vapeurs qui sont introduites par les con- duites 116 et 1340
Comme indiqué aux figures 3a et 4a, le fractionnateur 140 comprend une section de lavage inférieure A et une section de fractionnement-absorption combinés supérieure B. Les deux sections sont pourvues de moyens appropriés pour améliorer le contact par contre-courant entre le liquide descendant et les vapeurs ascendantes.
Aux fins de l'épuration, une disposition en chicanes à disques a été trouvée être la plus efficace et est représentée schématique- ment pour la section A par des éléments 141. La section B est illustrée comme contenant un certain nombre de plaques à capuchon 154 pour les bulles de façon à renforcer l'efficacité du procédé de fractionnement et absorption combinés.
Les sections A et B peuvent fonctionner comme suit.
La section de lavage A reçoit, en plus des courants de vapeurs et de liquide fournis par les conduites 116, 134, 152 et 122, une alimenta- tion de liquide, au sommet, comprenant une partie de gas oil enlevée du fond de la section B via la conduite 142 et fournie à la section A via la conduite 144. Ce gas oil est amené à la section A pour fournir un contrôle du reflux et de l'enlèvement de chaleur dans cette section afin d'obtenir l'épuration finale désirée du gas oil. Toute la chaleur requise pour le lavage et le frac- tionnement dans le fractionnateur 140 est de préférence fournie sous forme de chaleur sensible des courants d'hydrocarbures pénétrant dans la section A pour maintenir une température de, disons, 820 - 830 F environ dans la partie la plus basse de la section A.
Les vapeurs s'élevant à travers la section A débarrassent le gas oil, le produit brut réduit et les produits liquides cra- qués s'écoulant vers le bas de pratiquement tous leurs constituants distil- lables, et ce mélange de vapeurs passe alors à une température d'environ 700 à 750 F dans la section de fractionnement-absorption B pour être traité comme décrit plus loin.
Le produit brut réduit venant de la conduite 122, qui peut conte- nir jusqu'à environ 75 % de gas oil convenant pour l'alimentation de l'unité catalytique, est lavé à contre-courant et chauffé par les vapeurs craquées à, disons, environ 875 F et à une pression de 8 livres par pouce carré, et ensui- te par les vapeurs de naphte vierge à, disons, 800 F environ, et par le pro- duit de reformation à environ 1.025 F. L'effet de pression partielle des au- tres courants et leur degré de chaleur sont suffisants pour entraîner la va- porisation des constituants de gas oil du produit brut réduit et pour fournir la chaleur requise.
L'effet net du procédé dans la section A est alors (1) un courant de fond de fuel oil non fondu s'élevant à environ 10 à 15 % du produit brut et contenant environ 85 à 90 % de produit brut réduit brûlé, environ 8 à 9 % de goudron du reformateur, et environ 0,3 % d'huile lourde à l'état de boue venant de l'opération catalytique, le tout mélangé automatiquement de sorte que le dit courant peut être fondu avec environ 50 % d'huile Diesel légère en mélange pour la correction de la viscosité du fuel oil, et (2) des vapeurs contenant la totalité des produits de distillat à obtenir du frac- tionnateur 140, et quittant la section A par le dessus à environ 800 F<,
Une matière lourde contenant tous les constituants non distilla- bles du produit brut chargé, et des fractions converties aux phases 130 et
150,
est recueillie à environ 820-830 F dans la zone du fond de la section A d'où elle peut être retirée via la conduite 147. Si on le désire, la températu-
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re au fond de la section A peut être réduite à, disons, environ 700 F en re- mettant dans le cycle les queues lourdes venant de la conduite 147, au moyen d'une pompe 149 via un réfrigérateur 153 et une conduite 155. Le refroidisse- ment des queues peut être désirable pour empêcher le cracking et la cokéfaction des produits liquides lourds.
Le produit brut réduit combiné s'élevant à envi- ron 12 à 18 % par rapport au produit brut, peut être récupéré par une conduite 181 pour subir un traitement ultérieur comme il apparaîtra ci-aprèso
Dans les conditions du présent exemple, environ 10000 à 1.500 mo- lécules-grammes/heure de vapeurs d'hydrocarbure seront disponibles pour laver dans la section A environ 100 à 200 molécules-grammes/heure de liquide. Ce rapport vapeurs-liquide favorable a pour résultat de produire dans la section A un effet d'épuration important.
Le nombre de chicanes et les dimensions de la section A dépendent largement du caractère du produit brut chargé et des produits désiréso Pour le but poursuivi dans le présent exemple, cette section peut avoir approximativement 12' de diamètre et 30' de hauteur, et est équipée de 7 jeux de dispositifs de contact du type à disques.
Les vapeurs passant vers le haut dans la section B du fractionna- teur 140 sont fractionnées par reflux de gas oil par la conduite 144 et le réfrigérateur 1450 Du gas oil peut être retiré par la conduite 142 à environ 650-750 F et peut être divisé en trois courants, à savoir (1) un reflux par la conduite 144 comme décrit, (2) un produit liquide s'élevant à environ 2,5 à 3 % du produit brut pour le mélange avec de l'huile Diesel lourde se di- rigeant par une conduite 148 et un réfrigérateur 161 vers l'emmagasinage, et (3) environ 50 à 55 % par rapport au produit brut de charge d'alimentation catalytique,
qui sont envoyés directement vers la section de cracking par une pompe 143 à travers une conduite 1460 Ce gas oil contient la totalité de la fraction vierge à 600-1.050 F et la totalité du gas oil du cycle, et le gas oil est de là envoyé à l'extinction.
Si l'on passe maintenant à la section B du fractionnateur 140, on remarque que dans la plupart des opérations de cracking catalytique clas- siques et des opérations de raffinage similaires, des produits sont fraction- nés à de basses pressions pour produire un gaz etdu distillât à basse pressiono Le courant de gaz contient des quantités appréciables de constituants de gaso- line et il est, par conséquent, nécessaire de comprimer, absorber et refrac- tionner ce courant pour récupérer ses constituants de gasoline. Ceci peut être évité en combinant à la fois le fractionnement et l'absorption à basse pres- sion dans la section supérieure A du fractionnateur 14 .
Dans ce but, un des agents de pompage normalement utilisés simplement pour l'enlèvement de la cha- leur et renvoyés en un point situé près de leur extraction, peut être employé comme agent d'absorption en le renvoyant en un point sensiblement au-dessus de celui d'où il est retiré.
Le fonctionnement de la partie supérieure de la section B peut être brièvement décrit ici en tant qu'il contribue à la réalisation de l'avan- tage essentiel revendiqué pour cette invention et qui réside dans le fait de rendre pleinement compétitives de petites raffineries vis-à-vis des grandes.
Les vapeurs quittant la section de fractionnement du gas oil et pénétrant dans la partie d'extraction de l'huile de chauffage, contiennent de l'huile de chauffage, du naphte total et du gaz. Dans la section immédia- tement au-dessus de la conduite d'évacuation 156 pour l'huile de chauffage, ces vapeurs, qui peuvent être à environ 510-520 F, sont refroidies par con- tact avec de l'huile de chauffage froide, à environ 130 F, pénétrant dans la tour par une conduite 1680 L'huile de chauffage est séparée par condensa- tion et tombe avec la partie refroidie pénétrant par la conduite 168, et toutes deux sont retirées de la tour par la conduite 156. L'huile de chauffa- ge froide de la conduite 168 est saturée de C5, C4 et C3 analogues pour former une huile grasse.
Les fractions légères sont emportées par les valeurs de naphte et de gaz ascendantes, augmentant ainsi la concentration des dites fractions dans la zone de condensation du naphte et augmentant leur absorption dans le naphte.
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L'huile de chauffage passant dans la conduite 156 est retirée à environ 480-500 F, et est refroidie dans sa plus grande partie dans un ré- frigérateur 158 et renvoyée au sommet de la section B par une pompe 160 et une conduite 162 comme huile maigre d'absorbeur, le restant étant épuré dans le stripper 157 et récupéré par une conduite 178 sous forme de fondant et de produit, les vapeurs étant renvoyées par la conduite 159.
Les vapeurs pénétrant dans la partie de la section B qui se trouve au-dessus de l'entrée de la conduite 168, consistent donc en fractions de naph- te et en fractions de gaz telles qu'on les rencontre normalement plus une quan- tité anormale de C4, C5 et C6 qui est absorbée comme expliqué précédemment au sommet de la section Bo Ces vapeurs et l'huile de chauffage sont fractionnées par un contre-reflux pompé par une conduite 176, et les vapeurs fractionnées peuvent être prises de la tour à une pression d'environ 5 livres par pouce carré et une température d'environ 215 F par la conduite 166, et peuvent être comprimées par un ventilateur 169 à une phase.
Le naphte avec un excès de fractions légères est condensé dans un condenseur, 172, débarrassé des fractions légères en excès dans un stripper 173 et, sauf pour la partie renvoyée comme reflux par la conduite 176, envoyé par la conduite 170 vers l'emmagasinage comme produit finale
Le gaz et les fractions légères sont ramenés à la partie d'absorp- tion de la section B par une conduite 177 où a lieu l'absorption à contre- courant de la fraction légère désirée par l'huile maigre, comme décrit précé- demmemt. Le nombre de plaques entre les conduites 156 et 162 est de préférence augmenté d'environ 10 à 15 par rapport à celui des modèles de fractionnateur normaux. En utilisant cette technique, il est possible d'absorber essentielle- ment la totalité des fractions de C5" du gaz entrant dans la section du sommet du fractionnateur 140.
En outre, jusqu'à 75 % des constituants C4 peuvent être absorbéso Le gaz quittant le sommet du fractionnateur 140 par la conduite 164 est ainsi débarrassé de ses constituants de gasoline de valeur et peut être envoyé directement aux fins d'utilisation comme combustible. Une prise de naph- te ou de gasoline peut être récupérée via la conduite 1660 Une telle gasoline peut être retirée à des températures d'environ 120-150 F en dépit de la basse pression employée.
Si le produit brut est tel ou la distribution des produits ainsi demandée, il est possible de faire fonctionner la section A à des pres- sions en dessous de celles de la section B, disons de 5 à 15 livres par pouce carré, afin de permettre une réduction du produit brut jusqu'à des produits de queue très inférieurs, tout en obtenant en même temps des récupérations élevées de C4 dans la section B en maintenant une pression plus élevée.
La fraction de gasoline n'est pas contaminée par l'agent de pompage, comme décrit ci-dessus, et est condensée soit dans la tour par con- tre-pompage de naphte ou dans un condenseur extérieur, une partie du naphte étant renvoyée à la tour pour le fractionnement. Le nombre de plaques à pré- voir dans la section B dépend du type de produit brut chargé et des produits désirés.
Aux fins du présent exemple, deux plaques peuvent être employées en- tre l'admission de produit brut réduit et l'extraction de gas oil, quatre entre le gas oil et l'huile de chauffage, cinq pour l'enlèvement des frac- tions de gaz de l'huile de chauffage, trois pour les fractionnements naphte- huile de chauffage, et dix à quinze plaques pour l'absorption des constituants légers dans la partie du sommet de la section Bo
Comme indiqué sur les dessins, les produits finals peuvent être récupérés du fractionnateur 140 comme suit. De la gasoline de pointe à 400 F, s'élevant à environ 50 à 60 % du produit brut et ayant un indice d'octane de 75 à 85 environ, peut être envoyée à l'emmagasinage via la conduite 170.
En- viron 20 à 30 % de gasoline du produit brut peut être remise en circulation par une pompe 174 via la conduite 176 vers la section B pour servir de reflux.
Une huile Diesel légère ou une huile de chauffage finale peut être récupérée via la conduite 178 dans une proportion d'environ 0,5 à 1,0 % du produit brut Une masse d'huile Diesel lourde, représentant environ 2 à 3 % du produit brut, peut être obtenue via la conduite 1480
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Si l'on revient maintenant aux queues du type produit brut réduit combiné, retirées par la conduite 181, elles peuvent, si on le désire,être mélangées avec du gas oil ou des fractions plus légères fournies par la condui- te 183, pour régler leur viscosité afin de répondre aux prescriptions,, Les queues peuvent alors être refroidies à environ de 200 à 500 F dans un réfrigé- rateur 185, et envoyées par la conduite 187 vers une disposition de filtrage 1900 Des filtres au sable classiques,
des filtres rotatifs ou des filtres de céramique agglomérée poreuse peuvent être employés pour enlever du résidu com- biné toutes les particules solides en suspension ou formant boue, telles que du coke, du catalyseur emporté de la phase de cracking 150, etc. Les solides enlevés dans la disposition de filtrage 190 peuvent être évacués via une con- duite 192 ou envoyés dans un dispositif de récupération de catalyseur (non montre). Un résidu de la qualité fuel oil est récupéré via une conduite 194.
Le filtrage combiné de goudron craqué thermiquement, de boue catalytique et de résidu de produit brut, de ce genre évite les problèmes de "compatibilité" s'élevant lors du mélange habituel des matières de ce type, et permet la ré- cupération d'un fuel oil à dépôt relativement faible,
Le système illustré à la figure 3 permet différentes modifications.
Comme indiqué précédemment, une ou plusieurs phases de cokéfaction ou de rup- ture de viscosité du produit brut réduit peuvent être intercaléeso Certains des effets envisagés dans le cas de telles phases de cokéfaction, peuvent être réalisés en faisant fonctionner la partie du fond de la section A du fractionnateur 140 dans des conditions de rupture de viscosité, par exemple à 875 jusqu'à 950 F. Au lieu de ce type d'opération, ou en.plus de celui-ci, le produit brut réduit de la conduite 122 peut être soumis à un traitement classique de rupture de viscosité ou de cokéfaction catalytique ou thermique.
L'effluent total d'une telle phase de cokéfaction, avec ou sans le coke formé, peut être envoyé par la conduite 122 vers une partie supérieure de la section A du fractionnateur 140 pour y être traité comme décrit ci-dessus.D'une façon similaire, une partie ou la totalité des queues de la conduite 147 peut être soumise, par exemple, dans une unité 182 à la rupture de viscosité et/ou à la cokéfaction pour produire un résidu lourd et du coke à envoyer d'un stripper 184 par les conduites 186 et 181 vers le dispositif de filtrage 190, et des produits plus légers qui peuvent être renvoyés du stripper 184 par la condui- te 188 vers une partie moyenne ou du milieu de la section A pour y être soumis au lavage et au fractionnement comme décrit ci-dessus.
Une reformation catalytique, plutôt que thermique, peut être employée dans la phase de reformation 130 en utilisant des catalyseurs classiques tels que des oxydes et des sulfures de métaux des groupes V, VI ou VIII, de préfé- rence supportés par un véhicule convenable, des températures d'environ 850- 1.100 F et des pressions allant de la pression atmosphérique à environ 400 livres par pouce carré en la présence ou en l'absence d'hydrogène extérieur, le tout d'une manière connue en soi. D'autres traitements de raffinage tels que le traitement au bauxite, le traitement à l'argile, etco, peuvent suivre la phase de reformation 130, pourvu que la plus grande partie de l'effluent d'hydrocarbures de ces phases soit fournie au fractionnateur 140 comme décrit ci-dessus.
Bien que différents systèmes de cracking catalytique puissent être employés comme phase de cracking 150, un cracking catalytique "fluide" compor- tant la production continue d'effluent craqué et une circulation de catalyseur continue entre les phases de cracking et de régénération, comme décrit avec référence aux figures 1 et 2, est particulièrement approprié.
Si l'on se reporte aux figures 4 et 4a, le mode de réalisation illustré est très similaire à celui décrit ci-dessus et illustré aux figures 3 et 3a. Le fonctionnement du système est le même que celui décrit en rapport avec les figures 3 et 3a, avec cette variante que la phase de reformation thermique ou catalytique 130 est remplacée par une unité d'hydroformation catalytique,
Si l'on étudie le fonctionnement de cette unité, on voit que le courant de naphte lourd peut être pompé par une pompe 126 à travers une conduite
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128, à une pression d'environ 600 à 900 livres par pouce carré, vers une phase d'hydroformation catalytique 130.
Cette phase d'hydroformation peut être de tout modèle classique bien connu dans le métier, et est de préférence d'un modèle convenant pour une opération de formation au platine (platforming) ou une opération d'hydroformation régénératrice du type spécifié ci-dessus, Dans le cas du présent exemple, on envisage une opération de reformation catalyti- que classique réalisée à environ 800 à 1.000 F, à une pression de 50 à 1.000 livres par pouce carré, un temps de séjour nominal de l'huile d'environ 0,5 à 2,5 heures, calculé en tant qu'huile froide en contact avec le catalyseur, et des débits de recyclisation d'hydrogène d'environ 500 à 70000 pieds cubes standard par baril d'huile, en utilisant un catalyseur, tel que de la molyb- dine supportée par de l'alumine, dans une opération à lit fixe.
En plus du naphte vierge fourni à la phase d'hydroformation 130 par la conduite 128, un courant d'hydrocarbures d'une gamme d'ébullition similaire, dérivé de la sec- tion de fractionnateur de la tour 140, peut être fourni à la phase d'hydro- formation 130 via une conduite 129 en toute proportion désirée. Dans les con- ditions spécifiées, l'indice d'octane du naphte peut être augmenté d'environ 25 à 40 jusqu'à environ 80 à 100, sans cracking excessif en hydrocarbures nor- malement gazeux et carbone.
Une série de réacteurs d'hydroformation peuvent être prévus alternant entre des cycles de courants et de régénération, des gaz oxydants, tels que de l'air, de la vapeur d'eau, des gaz de fumée ou des mélanges de ceux-ci, étant utilisés dans le cycle de régénération pour enlever le carbone du catalyseur, le tout d'une manière connue en soi, Naturellement, on peut utiliser tout type d'opération continue tel qu'opération à fluide, à lit mobile ou à suspensoïdes, dans laquelle le catalyseur est mis en circula- tion de façon continue entre des récipients de réaction et de régénération.
Si on le désire, de l'hydrogène extérieur peut être fourni à la phase d'hydro- formation 130 via la conduite 1310
L'effluent total de l'hydroformateur 130 est envoyé par une con- duite 134, via un échangeur de chaleur 117, vers une tour de stabilisation 200, dans laquelle l'hydrogène et les hydrocarbures normalement gazeux tels que les hydrocarbures C1 - C3 sont séparés de l'hydroformat normalement li- quide à des températures d'environ 80 à 120 F et à des pressions d'environ 100 à 10000 livres par pouce carré.
Des gaz contenant environ 40 à 90 % d'hydrogène et s'élevant à environ 1.000 à 9.000 pieds cubes standard par baril d'alimentation sont retirés du stabilisateur 200 par une conduite 202 et envoyés à travers un dispositif de renfort de recyclisation ou relanceur 204 et un réchauffeur 206. Une quantité correspondant à environ 500 à 70000 pieds cubes standard d'hydrogène par baril d'alimentation peut être envoyée via la conduite 208 vers l'hydroformateur 130 sensiblement à la température et à la pression de ce dernier.
Le restant des gaz se trouvant dans la conduite 202 ou toute portion désirée de ceux-ci peut être passée par une conduite 210, via un relanceur 211 et les conduites 212 et/ou 214, vers des phases d'hydrogéna- tion 216 et/ou 218 qui peuvent être utilisées pour améliorer les caractéristi- ques de cracking de la charge de recyclisation de cracking amenée de la tour 140 par la conduite 142, ou pour améliorer la qualité du gas oil léger récupé- ré de la tour 140 via une conduite 178, comme il apparaîtra plus clairement ci-après. Tout excédent de gaz peut être retiré par la conduite 203 et envoyé par une conduite 203a vers la partie du fond du fractionnateur-stripper 140 en tant qu'agent d'épuration additionnel, ou employé comme gaz de fumée dans le système.
En opérant de cette manière, par exemple, la densité du gas oil de recyclisation peut être augmentée de 2 à 15 , et la charge peut être ren- due aussi désirable que l'est la charge d'alimentation vierge pour le cracking catalytique.
L'hydroformat séparé dans le stabilisateur 200 est retiré par la conduite 220, Cette substance peut être mélangée sans autre traitement dans une cuve 222 avec de la gasoline terminée ou achevée, récupérée de la tour 140, comme il apparaîtra plus clairement ci-après. L'hydroformat ainsi récu- péré peut s'élever à environ 10 à 25 % du produit brut.
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Comme représenté à la figure 4a, une partie du courant latéral des hydrocarbures de gas oil retirés du fractionnateur via la pompe 143 et la conduite 142, peut être envoyée à travers une phase d'hydrogénation 2160
Par exemple, tout le gas oil lourd qui ne doit pas être renvoyé comme reflux au fractionnateur 140 par la conduite 144, peut être fourni par la pompe 143 à la phase d'hydrogénation 216 et y être hydrogéné avec du sul- fure de tungstène-nickel comme catalyseur à une température d'environ 750 à 800 F, une pression d'environ 20500 à 3n000 livres par pouce carré,
un passa- ge de liquide d'environ 1 à 2 V/V/Hr et un débit d'alimentation d'hydrogène d'environ 2a500 à 3.000 pieds cubes standard par baril d'huile dans une opé- ration à lit fixe. Dans ces conditions, il est consommé environ 1.000 à 10200 pieds cubes standard d'hydrogène par baril dans l'opération d'hydrogénation.
La densité API du gas oil lourd du cycle est augmentée d'environ 10 à 12 uni- tés et pratiquement tout le soufre est enlevé. Le gas oil hydrogéné peut alors être remis en circulation par la conduite 146 comme décrit ci-dessus.
Dans le mode de réalisation représenté aux figures 4 et 4a des dessins, on peut récupérer les produits finals de la tour 140 d'une manière légèrement différente de celle représentée aux figures 3 et 3a ci-dessus, com- me suit. De la gasoline ayant une température de pointe de 400 F, s'élevant à environ 35 à 45 % du produit brut et ayant un indice d'octane d'environ 80-90, peut être envoyée via, la conduite 170 vers une phase de finissage classique 221 et ensuite dans une cuve 222 pour y être mélangée avec l'hydro- format fourni via la conduite 210. La gasoline peut être remise en circula- tion par une pompe 174 via la conduite 176, vers une section B, pour servir de refluxa Une huile Diesel légère ou de chauffage finale peut être récupérée via la conduite 178 dans une proportion d'environ 0,5 à 1 % du produit brut.
Une charge d'huile Diesel lourde, représentant environ 2 à 3 % du produit brut, peut être obtenue via la conduite 148. Une fraction de naphte quelque peu plus lourde que celle de la gasoline dans la conduite 166, et ayant une gamme d'ébullition de, disons, environ 200 à 400 F, peut être retirée d'un point intermédiaire situé entre le point d'évacuation de la conduite 156 et le point d'alimentation de la conduite 168, pour être envoyée via la con- duite 129 vers l'hydroformateur 130 comme décrit ci-dessus. La quantité de naphte ainsi retirée peut varier entre 0 et 45 % environ du produit brut. suivant la proportion de naphte vierge fourni directement à l'hydroformateur 130 via la conduite 128.
Un autre mode de réalisation de cette variante de l'invention est illustré à la figure 5 qui, aux fins de simplicité, montre uniquement les éléments qui 'diffèrent de ceux des figures 4 et 4a du point de vue conception et/ou fonctionnement, et, en outre, quelques-unes des conduites des figures 4 et 4a pour montrer clairement la manière dont l'équipement illustré à la figure 5 doit être associé au groupe combiné décrit avec référence aux figu- res 4 et 4a. En substance, les éléments représentés à la figure 5 sont desti- nés à remplacer l'hydroformateur 130, le stabilisateur 200 et les hydrogéna- teurs 216 et 218 des figures 4 et 4a.
Si l'on se reporte maintenant en détails à la figure 5, le systè- me qui y est illustré comprend essentiellement trois hydroformateurs catalyti- ques 300, 302 et 304 reliés en série, une phase d'hydroclarification 320 et un stabilisateur-fractionnateur 330. Le rôle de ces éléments dans un groupe combiné du type illustré aux figures 3, 3a,4 et 4a, sera décrit immédiatement en rapport avec une opération de formation au platine (platforming) réalisée dans les hydroformateurs 300,302 et 304. Il doit être entendu, cependant, que d'autres types d'hydroformation catalytique peuvent être effectués dans ce système d'une manière sensiblement analogue.
En fonctionnement, du naphte ayant une gamme d'ébullition d'environ 150 à 400 F peut être envoyé par la conduite 128 dans l'hydroformateur 300 via un réchauffeur 307, à une température d'environ 900 à 1.000 F, une pression d'environ 50 à 10000 livres par pouce carré et dans une proportion de, disons, environ 15 à 45 % du produit brut.Ce naphte peut être fourni à partir de la cornue 110 via la conduite 118 et/ou à partir de la tour 140 via la conduite
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129 en toute proportion désirée, comme décrit avec référence aux figures 3, 3a,4 et 4a.
Una quantité d'environ 500à 70000 pieds cubes standard par baril d'hydrogène de recyclisation est fournie à l'hydroformateur 300 par une con- duite 306 à la pression d'hydroformation et à une température d'environ 900 à 1.200 F. Les hydroformateurs 300, 302 et 304 contiennent un catalyseur du groupe platine tel que du platine ou du palladium supporté sur des boulettes d'alumine disposées de préférence en lits fixes. La charge naphte-hydrogène passe en série par les hydroformateurs 300,302 et 304 et est réchauffée entre les phases dans des réchauffeurs 308 et 310 pour maintenir des tempéra- tures similaires dans les trois phases.
Des conditions de formation au platine convenables, à maintenir dans les hydroformateurs 300, 302 et 304, comportent des températures d'environ 800 à 1.000 F, des pressions totales d'environ 400 à 10000 livres par pouce carré et des débits de recyclisation d'hydrogène d' environ 3.000 à 12.000 pieds cubes standard par baril. Dans ces conditions, l'indice d'octane du naphte est amélioré partout de 30 à 60 points et le sou- fre enlevé presque complètement. Le catalyseur conserve son activité pendant de nombreux mois, après quoi il peut être remplacé par du catalyseur frais ou régénéré, sans qu'une régénération continue ou périodique fréquente ne soit requise.
L'effluent total des phases d'hydroformation ou de formation au platine, passe par la conduite 312 vers une phase d'hydroclarification 3200 Simultanément, la phase d'hydroclarification 320 reçoit via la conduite 119 la totalité ou toute partie désirée de la fraction gas oil léger récupéré de la tour 140 avant l'hydrogénation dans l'hydrogénateur 216, La charge combi- née est traitée dans la phase d'hydroclarification 320 avec un catalyseur d' hydroclarification tel que des oxydes ou des sulfures de métaux des groupes V,VI et VIII, à des températures d'environ 500 à 800 F, des pressions d'envi- ron 50 à 10000 livres par pouce carré et des passages d'environ 0,5 à 5 V/V/Hr.
Dans ces conditions, une conversion pratiquement complète des constituants indésirables de la fraction gas oil léger, tels que des composés de soufre, etc., a lieu par hydrogénation directe ou par transfert d'hydrogène à partir du produit de formation au platine, sans affecter de façon appréciable la qualité du produit de formation au platine. Comme résultat de la pression par- tielle d'hydrogène élevée, la désactivation du catalyseur par dépôt de carbone est relativement lente, ce qui élimine la nécessité d'une régénération conti- nue ou périodique fréquenteo Une opération à lit fixe convient, par conséquent, pour la phase d'hydroclarification 320. Cependant, tout système classique de régénération continue ou périodique, comportant une opération à lit fluide ou mobile, peut être employé, si on le désire.
L'effluent de la phase d'hydroclarification 320 est envoyé par une conduite 322 vers une section intermédiaire d'un fractionnateur-stabilisa- teur classique 330. Cette tour fonctionne de manière qu'une fraction de queues d'huile de chauffage ou Diesel de haute qualité puisse être récupérée et en- voyée à l'emmagasinage via la conduite 332, le produit de formation au plati- ne ayant un point d'ébullition final d'environ 400 F peut être envoyé par une conduite 334 vers la cuve de mélange 122, et des gaz contenant environ 80 à 95 % d'hydrogène et s'élevant à environ 5.000 à 12a000 pieds cubes standard par baril sont récupérés au-dessus par une conduite 336. Environ 500 à 10500 pieds cubes par baril de gaz de la conduite 336 peuvent être évacués comme excédent.
Le restant est renvoyé dans le cycle à l'aide d'un relanceur 340, via les conduites 338 et 342 et un réchauffeur 344, vers la conduite 306 et l'hydroformateur 3000
Plutôt que d'envoyer simplement la fraction de gas oil léger de la conduite 119 à la phase d'hydroclarification 320, toute portion désirée de la charge de recyclisation venant de la conduite 146 peut être employée dans ce but. Dans ce cas, la fraction d'huile récupérée par la conduite 332 peut être renvoyée en tout ou en partie vers la conduite 146 pour servir comme charge de recyclisation améliorée pour la phase de cracking 150.
Sous tous les autres rapports, le fonctionnement du groupe combi- né entier peut être sensiblement comme on l'a décrit avec référence aux figu- res 1 et la, y compris le fonctionnement de la cornue 110, de la tour 140,
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de la phase de cracking 150, de la phase de cokéfaction 182, etc.
Un autre mode de réalisation encore de la variante de l'invention est illustré à la figure 6 qui représente un plan d'écoulement schématique d'un groupe combiné complet similaire sous divers aspects à celui représenté aux figures 3, 3a, 4 et 4a, les éléments correspondants, bien qu'illustrés d' une manière simplifiée, étant indiqués par les mêmes notations de référence.
Un élément additionnel important est constitué par un stripper à haute pres- sion 435, dont le rôle sera décrit immédiatement.
Si l'on se reporte à présent en détails à la figure 6, du pétrole brut est chargé via une conduite 109 dans une cornue 110 et y est traité sensiblement comme décrit avec référence aux figures 3 et 4. Une fraction de kérosène ou de gas oil léger prête à l'emploi peut être récupérée via une conduite 120. Du naphte léger est retiré par une conduite 116, du naphte lourd par une conduite 118 et du produit brut réduit par une conduite 1220 En outre, une fraction de gas oil peut être récupérée par une conduite 420 et envoyée en tout ou en partie vers une phase de cracking 150 pour y servir de charge de cracking vierge. Du gas oil vierge peut être récupéré comme produit fini via une conduite 421.
Toute proportion désirée des naphtes léger et lourd peut être récupérée via des conduites 416 et 418 comme produit fini ou bien envoyée directement à la base de la tour 140 comme décrit avec référence aux figures 3 à 50
Suivant une variante préférée de ce mode de réalisation de l'in- vention, le naphte lourd venant de la cornue 110, représentant environ 15 à 20 % du produit brut, est envoyé vers la conduite 128 et la phase d'hydrofor- mation 130. Cette dernière peut travailler sensiblement comme décrit pour la phase 130 et les hydroformateurs 300,302 et 304 des figures 3 et 5, de l'hydrogène de recyclisation étant ajouté via la conduite 406, comme il ap- paraîtra plus clairement ci-après.
L'effluent total de la phase d'hydroformation 130 est envoyé sen- siblement à la température et à la pression de la phase 130, soit à environ 800 à 1.000 F et à environ 700 à 800 livres par pouce carré, par la conduite 432 vers une partie de fond d'un stripper à haute pression 435.
Ce stripper, qui peut être de tout modèle classique, ayant une section inférieure C à dis- ques et anneaux et une section supérieure D à plateaux pour les bulles, est maintenu sensiblement à la pression de la phase de reformation 1300
Du produit brut réduit venant de la conduite 122 est envoyé par une pompe 437 à travers une conduite 439, à la pression du stripper 435, vers le sommet de la section C du stripper 435 qui est conçu de façon que la température varie d'environ 600 à 800 F dans le fond à environ 500 à 750 F au sommet du stripper 435.Dans ces conditions, le produit brut réduit fourni par la conduite 439 est débarrassé de son gas oil et de ses constituants à bas point d'ébullition dans une proportion d'environ 5 à 35 % du produit brut réduit,
suivant le type de produit brut considéré. Le produit brut réduit ayant subi le lavage, s'élevant alors à environ 25 à 45 % du produit brut ori- ginal, est retiré par une conduite 441, munie d'une soupape de sûreté 443, et envoyé vers une partie supérieure de la section A de la tour 140, pour y être traité davantage par des vapeurs craquées venant par la conduite 152 de la phase de cracking 150, en substance comme décrit avec référence aux figures 3 à 4a.
Un produit de tête combiné contenant les produits du lavage du produit brut réduit, consistant principalement en gas oil, l'hydroformat total et l'hydrogène total, est retiré du stripper 435 via une conduite 445, refroi- di dans un réfrigérateur 447 jusqu'à environ 80 à 120 F et envoyé dans un sé- parateur de gaz et de liquide 449 pratiquement sans réduction de pression au- tre que celle causée par le refroidissement.
Le gaz séparé dans le séparateur 449, s'élevant à environ 500 à 50000 pieds cubes standard par baril et conte- nant environ 40 à 95 % d'hydrogène, est retiré par la conduite 406, réchauffé dans un réchauffeur 451 jusqu'à environ 900 à 1.200 F et renvoyé à la phase d'hydroformation 1300 Du gaz en excès peut être dégagé par la conduite 407 pour être employé soit comme gaz de fumée, soit, dans la tour 140, comme agent
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de lavage additionnel.
Le liquide total séparé dans le séparateur 449 peut être envoyé par des conduites 453 et 455 munies d'une soupape de sûreté 457, vers la sec- tion de fractionnement B de la tour 140 pour y être fractionné pratiquement comme décrit avec référence à la figure 4a. Si on le désire, une partie ou la totalité du liquide de la conduite 453 peut être envoyée dans un fraction- nateur séparé 460 après relâchement de pression dans la soupape 4590 Un pro- duit d'hydroformation de haute qualité peut être récupéré par le dessus de la tour 460, et être récupéré via une conduite 462 pour être mélangé dans la cu- ve 222 de la figure 4a avec de la gasoline terminée venant de la tour 140.
Une fraction de gas oil peut être retirée de la tour 460 comme produit de queue via une conduite 464 pour être combinée avec le gas oil de la conduite 142 et traitée ensuite comme décrit avec référence aux figures 3 et 3a
D'une façon similaire à ce qui a été expliqué avec référence aux figures 4, 4a et 5, le naphte vierge des conduites 116 et/ou 118 peut être fourni en tout ou en partie directement à la base de la tour 140 pour servir d'agent de lavage du produit brut réduit, et des quantités' correspondantes de fractions similaires de la tour 140 peuvent être employées comme charge pour l'hydroformateur 130, comme il apparaîtra immédiatement aux gens du mé- tier. Egalement, toute portion désirée du naphte léger vierge de la conduite 116 peut être envoyée à la phase de reformation 130.
REVENDICATIONS.
1. Une méthode pour contrôler la circulation d'un solide finement divisé à travers un lit fluidifié maintenu dans un récipient de contact, qui comprend l'introduction du solide de bas en haut dans le dit lit par la bran- che ascendante d'un conduit ouvert en forme de U, s'ouvrant dans le dit réci- pient et s'étendant en dessous de celui-ci, et l'extraction du solide du dit lit de haut en bas par la branche descendante d'un second conduit en forme de U s'ouvrant dans le dit récipient et s'étendant en dessous de celui-ci,
l' alimentation d'un gaz de fluidification dans la partie inférieure de chacun des dits tubes en U en quantité suffisante seulement pour maintenir la fluidi- fication du solide dans le dit lit et avec une densité maximum de la masse de solide fluidifié qui s'y trouve en ajoutant un gaz de fluidification dans les branches descendantes de chacun des dits conduits en U suffisant pour mainte- nir la densité de la colonne de solide fluidifié dans les dites branches des- cendantes et en ajoutant un gaz de fluidification dans les branches ascendan- tes de chacun des dits conduits en U suffisant pour maintenir la densité de la colonne de solide fluidifié qui s'y trouve inférieure à la densité maximum régnant au fond du conduit en U et inférieure également à la densité de la colonne se trouvant dans la branche descendante du même conduit en U,
en éta- blissant de ce fait une différentielle de pression entre la branche descen- dante du dit premier conduit en U et la branche ascendante du dit second con- duit en U, ce qui provoque la circulation du solide fluidifié vers le haut à travers la branche ascendante de l'un des conduits en U, dans et à travers le lit, et vers le bas par la branche descendante de l'autre conduit en U, et ce par quoi le débit moyen d'écoulement est modifié en variant la différen- tielle de densité entre les dites deux branches des conduits en U par varia- tion de la quantité d'agent de fluidification fourni à la branche ascendante de l'un des deux conduits en U.