EP0171330A1 - Procédé et appareil pour craquage catalytique en lit fluide - Google Patents

Procédé et appareil pour craquage catalytique en lit fluide Download PDF

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EP0171330A1
EP0171330A1 EP85401559A EP85401559A EP0171330A1 EP 0171330 A1 EP0171330 A1 EP 0171330A1 EP 85401559 A EP85401559 A EP 85401559A EP 85401559 A EP85401559 A EP 85401559A EP 0171330 A1 EP0171330 A1 EP 0171330A1
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EP
European Patent Office
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catalyst
zone
reactor
regeneration
catalytic particles
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EP85401559A
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EP0171330B1 (fr
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Pierre Galtier
Christian Busson
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IFP Energies Nouvelles IFPEN
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IFP Energies Nouvelles IFPEN
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Publication date
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Application granted granted Critical
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Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique

Definitions

  • the invention relates to a new process (a) for catalytic cracking allowing more especially the treatment of heavy hydrocarbon oils and (b) for regeneration of the catalyst, as well as to the apparatus allowing the implementation of this process.
  • one of the most important consists in ensuring, at the level of the contact of the hydrocarbon feedstock - which is generally preheated and added with steam - and the regenerated hot catalyst used in the catalytic cracking unit, mixing such that the transfer of heat between charge and catalyst is carried out as quickly as possible and as regularly as possible; it is also essential that the renewal of the regenerated catalyst at the level of the introduction of the charge into the reaction zone is carried out permanently and efficiently, in particular avoiding the back-mixing phenomena which increase the contact times and cause a significant reduction in the formation of light cuts by increasing the weight percentage of the coke formed on the catalyst grains.
  • the present invention aims to simultaneously obtain the best conditions for accessing the three factors mentioned above: absence of back-mixing, radial homogeneity and piston-type flow.
  • This objective could be achieved by simultaneously using a new type of charge injection and mixing with the catalyst, and a reaction zone traversed by a co-current of charge and catalyst in the downward direction, as well as a separator. fast.
  • US Patent 4,385,985 describes an improved downstream catalytic cracking process for treating heavy loads, with a final boiling point greater than 560 ° C and having a Conradson carbon content of 3% or more; however, the system described in the mixture of regenerated catalyst and charge, which consists in introducing the catalyst by a perforated grid, and in introducing the charge by a conventional system of plurality of injectors located below the point of introduction of the regenerated catalyst is not capable of ensuring ultra-rapid vaporization of the charge or of a homogeneous mixture over the entire section of the reactor.
  • US Pat. No. 4,411,773 which describes an identical apparatus, at least as regards the essential parts, and in particular, the mixing-injection system.
  • US Patents 3,152 .065 and 3.246.960 teach a method of injecting hydrocarbon feedstock into the lower part of a "reactor" so as to introduce a feedstock mixture and water vapor, the charge being subjected to a helical movement before being mixed with water vapor, then passing the assembly through an orifice of restricted surface, the arrival of regenerated catalyst taking place below the injection system, at the base of the "reactor".
  • none of the devices mentioned makes it possible to carry out a suitable injection of heavy hydrocarbon feedstock into a catalytic cracking reaction zone by ensuring both rapid mixing - preferably less than 500 milliseconds - of the catalyst and the vaporized feedstock, and good radial homogeneity of the mixture over the entire surface of the reactor; moreover, these devices are provided for the introduction of charges in the case of FCH reactors, of the ascending co-current type, are not adapted to the case of the descending co-currents of catalyst and of charge.
  • the invention therefore relates to a new FCC process (Fluid catalytic cracking or catalytic cracking in a fluidized bed), more especially usable for the transformation of heavy hydrocarbon feedstocks;
  • these fillers can either be conventional fillers, that is to say having for example final boiling points of the order of 400 ° C., such as gas oils under vacuum, but also heavier hydrocarbon oils, such as crude and / or stripped oils, and residues from atmospheric distillation or vacuum distillation; these fillers may if necessary have received a preliminary treatment such as, for example, a hydrotreatment in the presence for example of catalysts of the cobalt-molybdenum or nickel-molybdenum type.
  • the preferred fillers of the invention will be those containing fractions normally boiling up to 700 ° C and above, which may contain high percentages of asphaltenes, and have a Conradson carbon content of up to 4% and above.
  • These charges may or may not be diluted by conventional lighter cuts, which may include cuts of hydrocarbons which have already undergone the cracking operation, which are recycled, such as for example light recycling oils ("light cycle oils", LCO) or heavy recycling oils ("heavy cycle oils", HCO).
  • these charges are preheated in a temperature range between 300 and 450 ° C before their treatment.
  • the invention consists in introducing the charge into the upper part of a substantially vertical reaction zone, by means of a charge injection and dispersion system, generally added with water vapor, allowing its spraying into droplets.
  • a charge injection and dispersion system generally added with water vapor, allowing its spraying into droplets.
  • the speed of the charge at its injection level is preferably between 10 and 100 m / s.
  • This device comprises a plurality of injection nozzles, each of these nozzles is located in the upper part of a discharge tube of the regenerated hot catalyst, coaxially with this tube so that it occurs, in the upper part of the discharge tube, a substantially parallel flow of the partially vaporized charge jets on the one hand and the flow of grains of hot catalyst on the other hand, in order to promote in this part the heat exchanges by radiation between these two flows; the complete vaporization of the charge being carried out in the lower part of said catalyst discharge tubes.
  • the contact time between charge and catalyst generally does not exceed 500 milliseconds and is generally of the order of 100 milliseconds.
  • the co-current of feedstock (thus vaporized) and of catalyst then travels in the descending direction of the reaction zone, where the temperature is generally between 450 and 700 ° C., the residence time being between 0.1 and 10 seconds, and preferably from 0.2 to 4 seconds.
  • the co-current of catalyst and reaction effluent having undergone the cracking treatment is accelerated, then passes through an original rapid separation system (see the explanation of FIG. 3 below) which performs a separation of the vapors and the catalyst particles in less than 1 second; 50 to 90% of the catalyst grains are thus separated from the gaseous reaction effluent, the rest of the separation being carried out using one or more conventional cyclone systems.
  • the invention therefore allows rapid and thorough separation between catalyst and gaseous effluent (permitted by the use of cyclone (s) known as reverse (with reversal of the spiral obtained by the movement of the effluent)) but also a very rapid separation between catalyst and effluent since 50 to 90% of the catalyst grains are separated from the gaseous effluent by the prior use, before the thorough separation, of at least one cyclone with direct passage and with very long residence time short, with helical flow of the vapor flow obtained without spiral reversal.
  • cyclone s
  • reverse with reversal of the spiral obtained by the movement of the effluent
  • the effluent gases are separated, and the catalyst then passes into a stripping zone where it is treated with gases such as water vapor and / or inert gases such as C0, C0 2 , combustion gases or fuel gases -oil; the hydrocarbons and the stripping gases are removed, and the catalyst thus stripped is then transported in fluidized form in a first regeneration zone, substantially vertical ,. where the temperature is maintained between around 500 and 750 ° C.
  • a first regeneration zone an amount of oxygen or of a gas containing molecular oxygen is preferably introduced in the form of air, such that the combustion of the hydrogen of the products deposited on the catalyst is practically complete, or, at least, equal to 90% by weight.
  • This second regeneration zone is constituted by a substantially vertical reactor, having a length L much greater than its diameter 0, such that the ratio L ⁇ is between 3 and 90, lined internally with refractory materials.
  • the partially regenerated catalyst is introduced at the base of this second regeneration zone.
  • the temperature at which this second regeneration takes place is higher than that of the first; it is usually higher than 650 ° C and can reach 1000 ° C.
  • This second catalyst regeneration step is carried out in the presence of a large excess of oxygen (preferably dry air), and the gases formed are particularly rich in CO 2 . Catalyst free of most of the carbon which had deposited on its surface is thus obtained, since the percentage by weight of coke relative to the catalyst is generally less than 0.04%.
  • the catalyst thus regenerated is separated from the gas stream by cyclones external to the second regeneration zone; it is then at a temperature generally between 600 ° C (or even 700 ° C) and 950 ° C, and is brought back to the contactor-mixer by lowering legs provided with flow control valves.
  • the improvement of the radial distribution of the catalyst, the absence of back-mixing, the flow of fluids approaching a piston regime, the rapid separation of the catalyst and the products, increase the selectivity, reduce the formation of coke and of gas and allow the volume of the reaction zone to be reduced, which reduces investment costs as well as the inventory of the catalyst.
  • FIG. 1 shows a schematic illustration of the invention describing a possible embodiment of the unit of F.C.C.
  • FIG. 2 is a more detailed description of a preferred embodiment of the charge injection and dispersion device
  • FIG. 3 is a detailed description of the rapid disengagement device and the stripping reactor at the outlet of the cyclones for separation of gas-catalytic particle mixtures withdrawn from the FFC reactor
  • a hydrocarbon charge for example a higher boiling point diesel or hydrocarbon is introduced through the pipe (2) at the top of the downward vertical reactor (1).
  • a catalyst regenerated at high temperature is also introduced at the top of the reactor (1) by the lowering legs (3) and (4) of the external cyclones (5) and (6), equipped with valves (7) and (8) for control the flow rate.
  • the hydrocarbon charge is atomized and partially vaporized in a multi-nozzle injection system (9), one possible embodiment of which is described in more detail in FIG. 2 below.
  • the charge is then rapidly dispersed and mixed with the hot catalyst in a plurality of discharge tubes (10), of the contactor-mixer (11), down, multi-nozzle, rapid, one possible embodiment of which is described in more detail. detailed below in FIG. 2.
  • the contactor-mixer (11) performing ultra-rapid heat transfers between the catalyst regenerated at high temperature and the charge, the latter is completely vaporized, and the heavy fractions it contains are thermally disintegrated under the effect of the initial thermal shock thus produced.
  • the charge / catalyst contact time generally does not exceed 500 milliseconds, and preferably remains less than 100 milliseconds.
  • the temperature reached by the hydrocarbon vapor / catalyst suspension can vary in the temperature range from 450 ° C to 700 ° C depending on the degree of conversion desired and the composition of the feed.
  • the hydrocarbon vapor / catalyst suspension then flows in a vertical direction descending through the reactor (1), the cross section of which can vary gradually to ensure the operating conditions of temperature and residence time required.
  • the suspension at high temperature, consisting of the vapors of hydrocarbons formed, the dilution gases and the entrained catalyst crosses the reactor under speed conditions ensuring a flow close to the piston flow.
  • the downward flow in particular has the advantage of reducing nota the relative sliding of the catalyst relative to the carrier gas.
  • the residence time of the hydrocarbon feedstock in the reaction zone (1) is from approximately 0.1 seconds to approximately 10 seconds, and preferably from approximately 0.2 seconds to 4 seconds.
  • the reactor (1) can be internally lined with baffles or lining (not shown), such as Ras rings, Berl saddles, Intalox saddles, etc. .
  • the hydrocarbon vapor / catalyst suspension is then accelerated in one (or more) conical or pyramidal convergent or equivalent shape (12) with 1/2 angle at the apex between 5 and 30 ° and preferably between 7 and 15 °, to enter a separator (or several in parallel) (13) with a short residence time, less than 1 second.
  • a possible and preferred embodiment of this rapid separation can be obtained in one (or more in parallel) cyclone without reversal of a spiral, called of the "uniflow" type with direct passage.
  • Figure 3 details one of these possible embodiments where a cyclone of the "uniflow" type is arranged horizontally. This first stage achieves in a very short time ( ⁇ 1 second) a relatively coarse first separation (but with efficiencies greater than 50 /).
  • the effluent passes through this "uniflow" cyclone without reversing the spiral created, and leads into one or more stages in parallel, and / or in series, of secondary separation (14), by cyclones known as reverse cyclones ("reverse flow cyclone"") conventional, known to those skilled in the art, which allow a very thorough separation of the catalyst, still entrained with the effluent at the outlet of the first rapid separation stage (13).
  • the reaction effluent is discharged through the line (16 bis).
  • the catalyst is removed by the lowering legs of the primary (15) and secondary (16) separation train, inside a reactor (17) where the stripping, generally by steam, of the hydrocarbons entrained with these powdery solids. This configuration allows a completely external arrangement of the reactor (1), which facilitates servicing and maintenance operations in the reaction section.
  • the lower section of the reactor (12) generally has a smaller diameter than that of the upper section, and contains a stripping zone (18), at the base of which a suitable stripping gas, such as water vapor, inert gases (C0, CO 2 , ...), combustion gases or fuel gases are introduced.
  • a conventional primary and secondary separation system (19) is used in the upper section of the reactor (17) to separate the stripped hydrocarbon products and the stripping gas from the catalyst particles. The stripping gases and the stripped hydrocarbons leave the separator (19) via the outlet pipes not shown.
  • the stripping effluents can be treated, with the effluents coming directly from the reactor, in the single train separation (14), sequential or parallel, possibly eliminating in this variant, the direct connection (24) between the primary separation (13) and this separation train (14).
  • This stripping operation is a conventional operation, well known to those skilled in the art, and it is not necessary to describe it in more detail.
  • the stripped catalyst is covered with a deposit of coke. It is withdrawn from the bottom of the stripping reactor (17), at a temperature of at least 450 ° C, by a flow leg (20) equipped with a valve (21) which serves to control the flow of solids .
  • This lowering leg (20) filled with solids in a dense manner, has a sufficient height for the solid plug thus produced to form a joint and ensure pressure balancing between the reaction section and the regeneration steps which follow.
  • the stripped catalyst, still covered with coke deposits, is transferred from the flow leg (20) to the bottom of the first regeneration stage (22), by the introduction of a transport gas, to the base of a substantially vertical elevator (23).
  • a transport gas can be preheated air, superheated steam, additions of hot oxygen, at temperatures of 150 to 300 ° C., under about 2 to 3 bars.
  • the quantity of transport gas introduced into this elevator is sufficient to form with the catalyst a solid / gas suspension, the density of which is such that it is forced to flow in an upward vertical movement in the conduit (23), up to 'to be poured into the lower part of the first regeneration stage (22).
  • the first catalyst regeneration stage consists of a dense fluidized bed (25), according to a technology known to those skilled in the art, which it is not necessary to detail here.
  • An oxygen-rich gas necessary for the regeneration of the catalyst is introduced into the lower part of the fluidized bed (25) by the conduit (23) and / or by a conduit (26) connected to a gas distributor (wall 27 a of the type perforated grid or tubes) (perforations 27).
  • a primary and secondary cyclonic separation system (28) is arranged in the flared upper part (31) of the reactor (22) in order to separate the catalyst drives from the CO-rich combustion gases.
  • the regeneration gases rich in CO are extracted from the reactor (22) by a conduit (29) equipped with a valve (30) for controlling the pressure.
  • the first regeneration step carried out in the reactor (22) is carried out under relatively mild temperature conditions below 750 ° C, and is carried out with reduced oxygen concentrations selected to achieve combustion of at least 50% l hydrogen (and preferably substantially all of it) contained in the coke deposit deposited on the catalyst and burn part of the carbon (10 to 60% by weight of carbon present).
  • the operating conditions and the oxygen concentration used are sufficient to maintain the temperature of the dense fluidized bed (25) in the range of about 500 to about 750 ° C.
  • These relatively regenerative conditions soft are sought so as to prevent the presence of water vapor during the combustion of hydrogen from substantially reducing the activity of the catalyst.
  • the first regeneration stage at a temperature considered to be relatively low generates combustion gases which are particularly rich in C0.
  • the CO post combustion phenomena are particularly avoided in the dense fluidized bed (25), in the disengagement zone, and in the cyclonic separation system (28).
  • a CO boiler (not shown) is arranged downstream of the exhaust duct (29) to generate pressurized steam by transforming CO into C0 2 .
  • An energy recovery unit can also be arranged before this C0 combustion step, according to conventional techniques known to those skilled in the art.
  • the first regeneration step is carried out at a temperature, a pressure, a reduced concentration of O 2 , so as to leave a certain proportion of coke, with low hydrogen content, on the catalyst, which will be finished. then burn in a second high temperature regeneration stage (32). It is recommended to reduce the combustion of carbon in the first regeneration stage at a relatively low temperature, below 750 ° C, to the amount just necessary to support the combustion of a significant part of the hydrogen.
  • the partially regenerated catalyst, but the residual coke of which contains practically no more hydrogen or little hydrogen is extracted from the dense fluidized bed (25) by a withdrawal duct (33), communicating with an external, curved lowering leg ( 34), fitted with a solids flow control valve (35).
  • This transport gas is a non-combustible gas, containing oxygen, usually air; it should preferably be completely free of water vapor.
  • the catalyst in the form of a bed entrained by the oxygen-containing transport gas, enters a separate reactor (37), preferably lined with refractories for a second independent stage of regeneration at high temperature, carried out at a temperature above 650 ° C, which is accomplished substantially in the absence of water vapor.
  • the quantity of oxygen is sufficient to maintain a regeneration operation at high temperature by combustion of the coke, combined with the almost complete combustion of the CO to C0 2 .
  • the high temperature regeneration by combustion of all the residual carbon is not limited in temperature, and can reach 1000 ° C.
  • the temperature of the second regeneration stage is left free to settle at the level necessary to remove practically all of the residual coke deposited on the catalyst particles, so as to reach weight contents of coke in the catalyst less than 0.04%. .
  • This second independent high-temperature regeneration stage is constituted by an ascending vertical tubular reactor (37).
  • the spent catalyst is transported through this fast generator as a suspension in a regeneration gas, such as air, at a surface speed of about 0.5 to 10 m / s, and preferably from 1 to 5 m / s.
  • the height / diameter ratio of this regenerator must be in the range from 3 to 90 and preferably 10 to 25.
  • This rapid regenerator is equipped with injection nozzles for injecting regeneration gas at its base (not shown) and over its entire height for possible secondary injections (not shown) of the regeneration gases, usually dry air.
  • the present invention allows an appreciable gain in terms of the total volume and the size of the regenerator, by eliminating the volumes ordinarily used for the wind box, the distributors, the disengagement zones, the descent legs of the cyclones. He p ro- cure also an increase in the contact efficiency between the gas and regeneration of the catalyst to the high speed of passage and / or at very height / diameter ratio of the reactor (37), which improves the distribution and reduced foxing and back-mixing.
  • the flow which approximates a piston flow, avoids the segregation of large particles and the local presence of particles which are not completely regenerated. Control of afterburning in the second regeneration stage is facilitated, and eliminates the need for steam or water cooling devices which in conventional schemes cause significant losses of catalyst and reduction of their activity, as well as numerous damage to refractories and enclosures.
  • the suspension of regenerated catalyst in the combustion gases is discharged laterally in the duct (38) at a level slightly below the level of the top of the vertical reactor (37), so as to minimize the problems of erosion in this change zone 90 ° from the flow direction.
  • this suspension is accelerated to be separated in the first separation stage (5), which may consist of one or more cyclones in parallel, in which the regeneration gases are separated from the catalyst previously regenerated at high temperature.
  • the combustion gases then pass through a second high-efficiency separation stage (6) composed of one or more cyclones, in series and / or in parallel according to conventional techniques known to those skilled in the art.
  • the cyclonic separators (5) and (6) can be located outside the reactor (37) used for the second regeneration step, so that the problems of metallurgy at high temperatures are eliminated. Combustion gases rich in CO 2 leave the cyclonic separation train (5) and (6), through valves maintaining the pressure of the unit, and can then be used to generate process steam in a boiler (not shown).
  • the catalyst particles leave the second high temperature regeneration stage with preferred carbon contents, less than 0.04% by weight of the catalyst.
  • the regenerated catalyst the temperature of which is higher than the pseudo-critical temperature of the feed, is led into the mixer-contactor (11) by the lowering legs (3) and (4) of the separation train (5) and (6).
  • These lowering legs (3) and (4) in which a dense flow of the pulverulent solids is maintained by virtue of the flow control valves (7) and (8), are of a sufficient height to ensure pressure balancing. of unity.
  • the hot regenerated catalyst is kept in the fluidized state by injections (not shown in FIG. 1) of aeration gases, such as hydrocarbons of less than 4 carbon atoms, or other suitable gases such as inert gases.
  • aeration gases such as hydrocarbons of less than 4 carbon atoms, or other suitable gases such as inert gases.
  • the hot regenerated catalyst at a temperature higher than the pseudo-critical temperature of the feed, is then discharged through the overflow tubes (10), where it is intimately contacted with the hydrocarbon feed.
  • a catalyst withdrawal pipe (39) is provided in the lower part of the stripping zone (18); the fresh catalyst is added to the first regeneration stage (25) by the line (40), according to conventional devices.
  • FIG. 2 shows in more detail a preferred embodiment of one invention of the device for injecting and dispersing the hydrocarbon feedstock, at the top of the descending vertical reactor (101).
  • the catalyst regenerated at high temperature coming from the second regeneration stage (132) in an ascending vertical transfer line, arrives at the top of the reactor (101) by the lowering legs (103) and (104 ) one (or more in parallel) separation train (s) formed by the external cyclones (105) and (106), provided with solids flow control valves (107) and (108).
  • the hot, regenerated catalyst is received in an enclosure (located above the horizontal wall 113 a) in the form of a catalytic bed maintained in the dense fluidized state by injection of an aeration gas through at least a distributor (113).
  • This distributor (113) consisting for example of a grid or a set of perforated tubes (“sparge tubes”) is of conventional design known to those skilled in the art.
  • the aeration gas injected through this distributor (113) consists of inert gases or light hydrocarbons ("fuel gas") coming for example from the downstream fractionation stream of the unit outlet effluents (not shown), as well as any other suitable mixture or gaseous fluidizing agent.
  • fuel gas inert gases or light hydrocarbons
  • a possible injection of steam at this level may be carried out, within the limits permitted by the hydrothermal stability of the catalyst regenerated at high temperature in accordance with the invention.
  • the hot catalyst and the fluidizing gases are directed downwards by overflow into a plurality of pouring tubes (110).
  • the liquid hydrocarbon feedstock, preheated upstream (by a system not shown), to which a certain quantity of dispersion vapor can be added, is introduced by a supply ramp (102), which is subdivided into a plurality of conduits d 'feed (109), opening into the discharge tubes (110).
  • These supply tubes (109) terminate at their ends with spray and atomization nozzles (114) of conventional design known to those skilled in the art.
  • the hydrocarbon feedstock is atomized as finely as possible in the multi-nozzle injection system (114) with possible addition of dispersion vapor, up to droplet sizes smaller than the average particle size of the regenerated catalyst, ie usually smaller at 100 ⁇ (100 x 10 m), and preferably less than 90 and even 50u (50 x 10 -6 m).
  • the hydrocarbon droplets are ejected from the spray nozzles (114) at speeds of between 10 and 100 m / s, and therefore experience the start of vaporization at this level.
  • each of the discharge tubes (110) there therefore occurs a central, conical, dispersive jet of charge droplets surrounded by a ring of regenerated catalyst at high temperature which flows, transported by the fluidizing gas, along the walls of each of the discharge tubes (110).
  • this upper part (zone A) of each of the discharge tubes (110) there therefore occurs a set of two flows substantially parallels of the charge droplet jet, and concentrically of catalyst regenerated at high temperature. The contact between the two flows is relatively reduced in this zone A, and the heat transfers between the catalyst particles and the hydrocarbon droplets is essentially carried out radially, thus taking advantage of the high regeneration temperature in two steps to obtain very rapid heat transfers in this zone A.
  • Partial but already significant vaporization is thus carried out at the immediate exit of the injection nozzles (114). Thanks to the particular mode of heating the jets of droplets by flows of solids (catalytic particles) at high temperature, the temperature rise of the charge is very rapid, which promotes cracking reactions to the detriment of coking reactions. It is important that the size of the droplets is as small as possible so that the heat exchange process is not diminished by thermal diffusion from the outside to the inside of the droplets. Although the heat exchange is essentially carried out by radiation in this zone A, it is by no means excluded that the other forms of exchange, by conduction and / or convection, participate partially in the heat transfer process.
  • the heat exchange by radiation is predominant, at least in zone A as defined above. This makes it possible to reduce as much as possible the formation of agglomerates produced by the direct contact between the particles of hot catalyst, playing the role of heat transfer solids, and droplets of non-vaporized charge.
  • zone B In the lower part (zone B) of each of the discharge tubes (110), the two charge and catalyst flows are intimately mixed under the effect of the dispersion and the partial, but already significant vaporization, carried out previously in zone A, droplets of hydrocarbon charge.
  • the contact and the intimate mixture which are sought at the level of zone B between the catalyst and the hydrocarbon charge, are all the more effective as they are preceded by a significant vaporization of charge droplets in zone A.
  • the complete vaporization of the droplets is completed by mixing and intimate contact with the regenerated catalyst at high temperature. This mixing and this intimate contact are necessary to obtain very rapid heat transfers in this zone B.
  • the descending nature of the flows avoids back-mixing of the catalyst, promotes renewal of the catalyst around the injection nozzles and avoids the formation of a suspension in dense phase at the injection nozzles and in their immediate vicinity, as is the case for the feed systems of the ascending reactors traditionally used in FCC.
  • the retromixing at the injection nozzles the coke formed on the catalyst is considerably reduced, as well as the phenomena of agglomeration and growth of carbon deposits ("carbon build up"") which are harmful and inevitable in all the feed systems of the bottom-up reactors traditionally used in FCC.
  • All zones A and B carry out very rapid heat transfers between the regenerated catalyst at high temperature and the droplets of finely divided charge.
  • the length of the discharge tubes (110) is adjusted so that the charge / catalyst contact time does not exceed 500 milliseconds, and preferably remains less than 100 milliseconds.
  • the implementation, in this suitable mixing device, of very rapid thermal transfers achieves, at the level of the charge droplets, a real initial thermal shock, which completely vaporizes the light fractions of the charge, while thermally disintegrating the heavy fractions and the asphaltic structures it contains.
  • the implementation of such an initial thermal shock is necessary and favors the treatment of fillers containing significant amounts of heavy fractions and / or asphaltenic structures.
  • the hydrocarbon vapor / catalyst suspension then flows in a vertical direction descending through the reactor (101), the cross section of which can gradually vary to ensure the operating conditions required temperature and residence, as well as flow conditions close to piston flow.
  • FIG. 3 represents an adequate embodiment of the device for separating the effluent from the descending reactor (101) and the catalyst entrained by this effluent.
  • the suspension of hydrocarbon vapors / catalyst is accelerated in a convergent (212) with a half-angle at the apex between about 5 and 30 ° and preferably between 7 and 15 °, to enter the primary separator (213).
  • the primary separation device comprises only a single cyclone with direct passage (213) of the "uniflow cyclone" type, and tangential inlet, arranged here horizontally.
  • Other possible embodiments of the invention may include a plurality of these cyclones, arranged in parallel horizontally or vertically.
  • the gaseous effluent thus separated from the solid particles is discharged through the central coaxial conduit (209) which enters inside the outer body (213).
  • the solids are removed by the substantially vertical lowering leg (215).
  • This type of cyclone makes it possible to achieve, with a relatively short residence time, less than a second, a coarse primary separation, but nevertheless with efficiencies greater than 50%, up to 90%. To improve the efficiency of this primary separation, it is necessary to allow, with the flow of solids in the lowering leg; 215), the passage of a certain quantity of the gaseous effluent, which can reach 10% of the total volume flow of this effluent.
  • the outlet (209) could lead to the interior of the reactor or stripping zone (217), but preferably is connected directly by the conduit (224) to the inlet mouth of a secondary separation system (214) comprising one or more stages, in parallel and / or in series, constituted by conventional reverse flow cyclones known to those skilled in the art, which then allow very thorough separation of the catalyst still entrained in the 'gaseous effluent at the outlet (209) of the first rapid separation stage.
  • the stripping reactor (217) is generally then equipped in its upper part with one or more separation trains (219) for stripping effluents, conventional, composed of one or more stages of separation, in parallel and / or in series, constituted by conventional reverse cyclones according to devices known to those skilled in the art.
  • the outlet (208) of the separation train (214) discharges only the effluents from the reaction section (201), while the outlet (207) of the separation train (219) discharges only effluents from the stripping zone (217).
  • there are adjustment valves (237) and (238) which make it possible to control the balancing of the pressures at the level of the entire reactor or zone (217) stripping.
  • the stripping reactor (217) is generally flared at its upper part and lined with baffles or baffles (220) in its lower part (218) to improve the efficiency of the stripping operation.
  • a stripping gas such as steam, inert gases (CO, C0 2 , N 2 ,.) Is injected by a suitable distributor (221) (grid or perforated tubes). ..), combustion gases, or fuel gas.
  • the stripped catalyst is evacuated against the current from the reactor (217) by the lower withdrawal conduit (239-).

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Abstract

L'invention concerne un procédé de craquage en lit fluide de catalyseur d'une charge hydrocarbonée et de régénération du catalyseur. Des particules chaudes sont mises en contact, en haut de la zone de réaction (1) de craquage, avec la charge liquide à traiter pulvérisée et provoquent ainsi a) la vaporisation de la charge dans des conduites (10), et b) un mélange intime charge-particules de catalyseur. Les particules catalytiques sont ensuite soutirées dans la partie inférieure du réacteur (1), séparées de l'effluent réactionnel, nettoyées dans le réacteur (17) (stripping) et soumises successivement à deux étapes de régénération dans respectivement les zones (22) et (37), la zone (37) étant un réacteur tubulaire où les particules catalytiques cheminent de bas en haut entraînées par un gaz vecteur.

Description

  • L'invention se rapporte à un nouveau procédé (a) de craquage catalytique permettant plus spécialement le traitement d'huiles hydrocarbonées lourdes et (b) de régénération du catalyseur, ainsi qu'à l'appareillage permettant la mise en oeuvre de ce procédé.
  • L'évolution de la nature des approvisionnements en pétroles bruts, ainsi que la diminution de la demande en produits raffinés en fuel- oils en faveur de produits plus légers du type essence, ont conduit l'industrie pétrolière du raffinage à développer divers procédés permettant de valoriser des huiles lourdes naturelles ainsi que des huiles résiduelles telles que des résidus de distillation atmosphérique ou des résidus de distillation sous vide.
  • En ce qui concerne les procédés de craquage catalytique mettant en oeuvre de telles charges, il est apparu que les principales difficultés proviennent du fait que ces charges contiennent des entités organiques telles que des asphaltènes ainsi que des hydrocarbures aromatiques polycycliques condensés, qui sont difficiles à craquer en molécules plus légères susceptibles de fournir des rendements importants en fractions bouillant à des points d'ébullition moins élevés, mais qui ont tendance à s'associer pour donner lieu à des formations de coke importantes qui se déposent sur les catalyseurs utilisés, diminuant ainsi leur activité. De surcroit, la présence dans ces huiles lourdes de quantités importantes de métaux lourds, tels que par exemple le nickel, le vanadium, le fer, etc... est con- sidéréecomme préjudiciable, car ces métaux ont tendance à empoisonner, ou tout au moins à désactiver, les catalyseurs de type zéolites généralement utilisés dans les procédés actuels de craquage catalytique en lit fluidisé, nommésplus loin F.C.C.
  • Un certain nombre de facteurs essentiels peuvent cependant permettre la conversion de produits lourds en fractions plus légères avec une bonne sélectivité, tout en maintenant une formation de coke la plus réduite possible.
  • Parmi ces facteurs, l'un des plus importants consiste à assurer, au niveau du contact de la charge hydrocarbonée - qui est généralement préchauffée et additionnée de vapeur d'eau - et du catalyseur chaud régénéré utilisé dans l'unité de craquage catalytique, un mélange tel que le transfert de chaleur entre charge et catalyseur soit effectué le plus rapidement possible et de la façon la plus régulière possible ; il est également primordial que le renouvellement du catalyseur régénéré au niveau de l'introduction de la charge dans la zone réactionnelle soit réalisé de façon permanente et efficace, en évitant en particulier les phénomènes de rétro-mélange qui accroissent les temps de contact et provoquent une diminution importante de la formation de coupes légères par augmentation du pourcentage pondéral du coke formé sur les grains de catalyseur.
  • Un autre phénomène important, également préjudiciable à la bonne marche-d'une unité de F.C.C. plus spécialement destinée à traiter des charges lourdes, consiste en la difficulté d'obtenir une bonne homogénéité radiale du catalyseur, tant au début de la zone réactionnelle que tout au long de cette zone.
  • Quant à la sélectivité des réactions de craquage d'une façon générale, il est connu qu'elle est d'autant meilleure que l'écoulement des fluides se rapproche d'un écoulement de type piston, qu'il est particulièrement difficile d'obtenir dans des unités de F.C.C. conventionnelles.
  • La présente invention vise à obtenir simultanément les meilleures conditions pour accéder aux trois facteurs précédemment cités : absence de rétro-mélange, homogénéité radiale et écoulement de type piston. Cet objectif a pu être atteint en utilisant simultanément un nouveau type d'injection de la charge et de mélange avec le catalyseur, et une zone réactionnelle parcourue par un co-courant de charge et de catalyseur dans le sens descendant, ainsi qu'un séparateur rapide.
  • Parmi les procédés de F.C.C. décrits dans l'art antérieur et utilisant un réacteur à co-courant descendant dans la zone réactionnelle, certains sont destinés à traiter des charges conventionnelles telles que des gazoles sous vide ; le brevet US 2.420.558 décrit une telle méthode, mais utilise un système d'injection de la charge traditionnel et ne met en jeu qu'une seule zone de régénération de catalyseur; le brevet US 2.965.454 décrit un appareillage dont la zone réactionnelle est constituée par une pluralité de tubes verticaux parcourus par les co-courants descendants de charge et de catalyseur. Le brevet US. 3.835.029 se rapporte également à un procédé de F.C.C. à co-courant descendant, qui ne s'applique qu'à des charges légères - vaporisables entièrement entre 510 et 550 °C - dont l'introduction est faite en dessous de l'introduction du catalyseur dans la zone réactionnelle, lorsque la vitesse du catalyseur est comprise entre 9 et 30 m/s, et ne dispose pas d'un système de séparation gaz/solides rapide.
  • Ces méthodes ne conviennent pas à des charges hydrocarbonées plus lourdes, qui nécessitent un appareillage spécial de vaporisation et d'injection de ces charges, ainsi que, la plupart du temps, un procédé de régénération de catalyseur en deux étapes, pour permettre une régénération convenable du catalyseur.
  • Le brevet US 4.385.985 décrit un procédé de craquage catalytique à flot descendant amélioré permettant de traiter des charges lourdes, de point final d'ébullition supérieur à 560 °C et ayant une teneur en carbone Conradson égale ou supérieure à 3 % ; cependant, le système décrit au niveau du mélange du catalyseur régénéré et de la charge, qui consiste à introduire le catalyseur par une grille perforée, et à introduire la charge par un système conventionnel de pluralité d'in- jecteurssitués en dessous du point d'introduction du catalyseur régénéré, n'est pas susceptible d'assurer une vaporisation ultra-rapide de la charge ni un mélange homogène sur toute la section du réacteur. Il en est de même du brevet US 4.411.773, qui décrit un appareillage identique, tout au moins en ce qui concerne les parties essentielles, et en particulier, le système de mélange -injection.
  • De nombreuses techniques spécifiques ont déjà été décrites pour introduire une charge hydrocarbonée lourde dans la zone réactionnelle d'un réacteur de craquage catalytique ; on peut entre autres citer le brevet US 4.097.243 qui décrit un système de distribution de charge comprenant une pluralité de buses d'injection situées sur la section la plus large d'un tronc de cône, certaines de ces buses étant parallèles à l'axe du réacteur, d'autres étant inclinées par rapport à cet axe, l'arrivée du catalyseur régénéré se faisant obliquement par rapport à l'axe du réacteur, au dessus du système d'introduction de la charge. Dans le brevet US 4.427.537, on décrit une méthode de préparation et de dispersion de charges lourdes ; cette méthode consiste tout d'abord à former une émulsion de la charge dans de l'eau, et à préchauffer cette émulsion avant de l'atomiser sous forme de gouttelettes de 100 à 500 p (100 à 500 x 10" m), cette atomisation étant réalisée en dehors de la zone réactionnelle, grâce à un diluant gazeux ; l'injection dans la zone réactionnelle est effectuée par une pluralité de buses réparties sur un distributeur en forme de tronc de cône, dont la surface n'occupe que de 20 à 40 % de celle du "réacteur" ; suivant ce procédé, l'arrivée du catalyseur régénéré se fait en dessous du système d'injection de charge, la charge étant introduite à une vitesse supérieure à 90 m/s. Les brevets US 3.152.065 et 3.246.960 enseignent une méthode d'injection de charge hydrocarbonée dans la partie inférieure d'un "réacteur" de façon à introduire un mélange de charge et de vapeur d'eau, la charge étant soumise à un mouvement hélicoïdal avant d'être mélangée à la vapeur d'eau, puis à faire passer l'ensemble par un orifice de surface restreinte, l'arrivée de catalyseur régénéré s'effectuant en dessous du système d'injection, à la base du "réacteur".
  • Mais aucun des dispositifs mentionnés ne permet de réaliser une injection convenable de charge hydrocarbonée lourde dans une zone réactionnelle de craquage catalytique en assurant à la fois un mélange rapide - inférieur de préférence à 500 millisecondes - du catalyseur et de la charge vaporisée, et une bonne homogénéité radiale de mélange sur toute la surface du réacteur ; de surcroît, ces dispositifs sont prévus pour l'introduction de charges dans le cas de réacteurs de F.C.C, de type co-cou- rantsascendants ne sont pas adaptés au cas des co-courants descendants de catalyseur et de charge.
  • L'invention se rapporte donc à un nouveau procédé de F.C.C. (Fluid catalytic cracking ou craquage catalytique en lit fluidisé), plus spécialement utilisable pour la transformation de charges hydrocarbonées lourdes ; en effet, ces charges peuvent être soit des charges classiques, c'est à dire présentant par exemple des points d'ébullition finaux de l'ordre de 400 °C, tels que des gazoles sous vide, mais aussi des huiles hydrocarbonées plus lourdes, telles que des pétroles bruts et/ou désessenciés, et des résidus de distillation atmosphérique ou de distillation sous vide ; ces charges peuvent le cas échéant avoir reçu un traitement préalable tel que, par exemple, un hydrotraitement en présence par exemple de catalyseursde type cobalt- molybdène ou nickel-molybdène. Les charges préférées de l'invention seront celles, contenant des fractions bouillant normalement jusqu'à 700 °C et plus, pouvant contenir des pourcentages élevés de produits asphaltèniques, et présenter une teneur en carbone Conradson allant jusqu'à 4 % et au delà. Ces charges peuvent être diluées ou non par des coupes plus légères conventionnelles, pouvant inclure des coupes d'hydrocarbures ayant déjà subi l'opération de craquage, qui sont recyclées, comme par exemple des huiles de recyclage légères ("light cycle oils", L.C.O.) ou des huiles lourdes de recyclage ("heavy cycle oils", H.C.O.). Suivant le mode préféré de l'invention, ces charges sont préchauffées dans un domaine de température compris entre 300 et 450° C avant leur traitement.
  • Plus spécifiquement, l'invention consiste à introduire la charge dans la partie supérieure d'une zone réactionnelle sensiblement verticale, grâce à un système d'injection et de dispersion de la charge, généralement additionnée de vapeur d'eau, permettant sa pulvérisation en gouttelettes dont la taille moyenne de préférence n'excède pas 100 µ (100 x 10-6 m), et soit plus particulièrement de l'ordre de 50 M (50 x 10 m) ; la vitesse de la charge au niveau de son injection est de préférence comprise entre 10 et 100 m/s. Ce dispositif comprend une pluralité de buses d'injection, chacune de ces buses se trouve disposée dans la partie supérieure d'un tube de déversement du catalyseur chaud régénéré, coaxiallement par rapport à ce tube de façon à ce qu'il se produise, dans la partie supérieure du tube de déversement, un écoulement sensiblement parallèle des jets de charge partiellement vaporisée d'une part et du flot de grains de catalyseur chaud d'autre part, afin de favoriser dans cette partie les échanges de chaleur par radiation entre ces deux écoulements ; la vaporisation complète de la charge étant réalisée dans la partie inférieure desdits tubes de déversement de catalyseur . Suivant ce dispositif, le temps de contact entre charge et catalyseur n'excède généralement pas 500 millisecondes et est en général de l'ordre de 100 millisecondes. Le co-courant de charge (ainsi vaporisée) et de catalyseur parcourt alors dans le sens descendant la zone réactionnelle, où la température est généralement comprise entre 450 et 700° C, le temps de résidence étant compris entre 0,1 et 10 secondes, et préférentiellement de 0,2 à 4 secondes. A la partie inférieure du réacteur, le co-courant de catalyseur et d'effluent réactionnel ayant subi le traitement de craquage est accéléré, puis passe dans un système original de séparation rapide (voir plus loin l'explication de la figure 3) qui réalise en un temps inférieur à 1 seconde une première séparation des vapeurs et des grains de catalyseur ; de 50 à 90 % des grains de catalyseur sont ainsi séparés de l'effluent réactionnel gazeux, le reste de la séparation étant réalisé grâce à un ou à des systèmes de cyclones classiques. L'invention permet donc une séparation rapide et poussée entre catalyseur et effluent gazeux (permise par l'emploi de cyclone(s) dit(s) à rebours (avec retournement de la spirale obtenue par le mouvement de l'effluent)) mais également une séparation très rapide entre catalyseur et effluent puisque 50 à 90 % des grains de catalyseur sont séparés de l'effluent gazeux par l'emploi préalable, avant la séparation poussée, d'au moins un cyclone à passage direct et à temps de séjour très court, avec écoulement hélicoïdal du flux de vapeur obtenu sans retournement de spirale. Les gaz effluents sont séparés, et le catalyseur passe alors dans une zone de strippage où il est traité pardes gaz tels que vapeur d'eau et/ou des gaz inertes tels que C0, C02, des gaz de combustion ou des gaz de fuel-oil ; les hydrocarbures et les gaz de strippage sont évacués, et le catalyseur ainsi strippé est alors transporté sous forme fluidisée dans une première zone de régénération, sensiblement verticale,. où la température est maintenue entre environ 500 et 750 °C. Dans cette première zone de régénération, on introduit une quantité d'oxygène ou d'un gaz contenant de l'oxygène moléculaire préférentiellement sous forne d'air, telle que la combustion de l'hydrogène des produits déposés sur le catalyseur soit pratiquement totale, ou, au moins, égale à 90 % en poids. Une partie seulement du carbone des produits déposés sur le catalyseur est également oxydée, de telle façon que de 10 à 60 % en poids du carbone initialement présent soit oxydé, essentiellement en CO ; les gaz effluents de la première zone de régénération, séparés du catalyseur partiellement régénéré par des cyclones, sont donc, compte-tenu de la quantité relativement faible d'oxygène utilisé et de la température à laquelle est effectuée l'opération, particulièrement riches en C0. Le catalyseur partiellement régénéré est alors conduit dans une deuxième zone de régénération, grâce à un apport de gaz anhydre contenant de l'oxygène, tel que, par exemple, de l'air sec.
  • Cette deuxième zone de régénération est constituée par un réacteur sensiblement vertical, ayant une longueur L très supérieure à son diamètre 0, tels que le rapport L φ soit compris entre 3 et 90, chemisé intérieurement de matériaux réfractaires. Le catalyseur partiellemment régénéré est introduit à la base de cette seconde zone de régénération. La température à laquelle s'effectue cette seconde régénération est supérieure à celle de la première ; elle est d'ordinaire supérieure à 650 °C et peut atteindre 1000 °C. Cette seconde étape de régénération du catalyseur s'effectue en présence d'un fort excès d'oxygène, (de préférence de l'air sec), et les gaz formés sont particulièrement riches en CO2. On obtient ainsi du catalyseur débarassé de la plupart du carbone qui s'était déposé à sa surface, puisque le pourcentage pondéral de coke par rapport au catalyseur est généralement inférieur à 0,04 %. Le catalyseur ainsi régénéré est séparé du courant gazeux par des cyclones extérieurs à la deuxième zone de régénération ; il est alors à une température généralement comprise entre 600 °C (voire 700 °C) et 950 °C, et est ramené vers le contacteur-mélangeur par des jambes de descente munies de vannes de contrôle de débits.
  • - Le procédé de F.C.C. de la présente invention peut être utilisé avec tous les catalyseurs classiques employés généralement dans cette technique ; on préfère cependant les catalyseurs à base de zéolites et, parmi ceux-ci, ceux qui présentent une bonne stabilité thermique, spécialement en présence de vapeur d'eau, quoique cette stabilité à haute température en présence d'humidité ne soit plus une condition prépondérante, grâce au système utilisé de double régénération de ca- lyseur ; en effet, la deuxième étape de régénération, réalisée à haute température, s'effectue dans des conditions pratiquement anhydres, du fait que la quasi totalité de l'hydrogène contenu dans les molécules d'hydrocarbures très lourds déposés sur le catalyseur pendant la réaction de craquage est transformée en vapeur d'eau au cours de la première étape de régénération, qui est conduite dans des conditions de température relativement douces. Généralement, le catalyseur, à la sortie de la première étape de régénération, présente un pourcentage
    • de carbone déposé,généralement compris entre 0,8 et 5,4 % en poids, et le pourcentage pondéral d'hydrogène restant à ce stade est souvent pratiquement nul.
    • - Suivant des agencements particuliers à la présente invention on peut, si on le désire, procéder à des injections de gaz oxydant sec - généralement de l'air anhydre - en plusieurs points situés le long de la zone de combustion qui est constituée par le deuxième régénérateur à haute température, de façon à se trouver toujours en large excès d'oxygène par rapport au carbone restant à brûler.
  • L'utilisation simultanée de divers dispositifs constituant l'invention, à savoir : système d'injection et de dispersion de la charge au niveau de l'arrivée de catalyseur régénéré chaud, zone réactionnelle parcourue dans le sens descendant par le co-courant de catalyseur et de charge, séparation rapide du catalyseur et des produits, et régénération du catalyseur en deux étapes distinctes permet d'augmenter sensiblement le rendement en fractions légères, et spécialement de la coupe essence, qui présente un bon indice d'octane.
  • L'amélioration de la répartition radiale du catalyseur, l'absence de rétro-mélange, l'écoulement des fluides se rapprochant d'un régime piston, la séparation rapide du catalyseur et des produits, augmentent la sélectivité, réduisent la formation de coke et de gaz et permettent de diminuer le volume de la zone réactionnelle, ce qui diminue les frais d'investissement ainsi que l'inventaire du catalyseur.
  • La figure 1 représente une illustration schématique de l'invention décrivant une réalisation possible de l'unité de F.C.C. La figure 2 est une description plus détaillée d'une réalisation préférée du dispositif d'injection et de dispersion de la charge et la figure 3 est une description détaillée du dispositif de désengagement rapide et du réacteur de nettoyage (stripping) à la sortie des cyclones de séparation des mélanges gaz-particules catalytiques soutirées du réacteur de F.F.C.
  • L'invention concerne un procédé (a) de craquage catalytique en lit fluidisé d'une charge hydrocarbonée dans une zone (1) de réaction dans laquelle la charge et le catalyseur circulent à co-courant de haut en bas et (b) de régénération du catalyseur, dans deux zones de régénération (22) et (37), le procédé consistant à (voir figures 1 ou 2) injecter la charge liquide dans la partie supérieure de la zone de réaction (1) par au moins une conduite (2) se subdivisant en une pluralité de conduites(9) sensiblement verticales terminées chacune à leur partie inférieure par un moyen de pulvérisation ou d'atomisation «114) sur figure 2) de la charge en gouttelettes dont la taille moyenne de préférence n'excède pas 100 x 10-6 m et plus particulièrement n'excède pas 50 x 10-6 m, la vitesse de la charge au niveau des points d'atomisation étant comprise de préférence entre environ 10 et 100 m/s,
    • - introduire dans une enceinte aménagée à la partie supérieure de la zone de réaction (1), des particules de catalyseur dont la température est comprise entre 600 et 950° C, provenant, comme indiqué plus loin, d'une zone de régénération (37), par au moins une conduite (3) ou (4) de façon à former dans ladite enceinte un lit fluide de catalyseur,
    • - faire circuler de bas en haut à travers le dit lit catalytique un gaz de façon à entrainer les particules catalytiques du lit de haut en bas à travers une pluralité de conduites de déversement sensiblement verticales (10), permettant ainsi aux particules catalytiques de parvenir dans la zone de réaction proprement dite, chaque conduite verticale (9) d'injection de la charge ayant le même axe qu' une conduite de déversement de catalyseur (10), chaque moyen de pulvérisation ou d'atomisation de la charge liquide se situant au voisinage d'une extrémité supérieure d'une conduite de déversement, pour obtenir, dans les dites conduites de déversement (10), un cheminement d'un courant de charge et un cheminement de particules catalytiques, de façon à vaporiser complètement la charge liquide et à mélanger intimement la charge et les particules de catalyseur, le temps de contact dans une conduite de déversement, entre la charge et les particules catalytiques étant de préférence inférieur à 500 millisecondes et plus particulièrement inférieur à 100 millisecondes,
    • - laisser en contact dans la zone réactionnelle proprement dite, entre 450 et 700 °C, la charge et le catalyseur, avec un temps de séjour de La charge comprise entre 0,1 et 10 secondes et de préférence entre 0,2 et 4 secondes,
    • - accélérer la vitesse du catalyseur et de l'effluent réactionnel dans la partie inférieure (12.) de la zone de réaction, cette partie inférieure de la zone de réaction étant constituée d'au moins un entonnoir en forme d'un tronc de cône ou d'un tronc de pyramide ou de toute autre forme équivalente, dont la pointe est tournée vers le bas et dont le demi angle au sommet est compris entre environ 5 et 30° et de préférence entre 7 et 15°,
    • - séparer 50 à 90 % des particules catalytiques de l'effluent réactionnel dans au moins une première zone de séparation (13) permettant un temps de séjour inférieur à une seconde, la vitesse de l'effluent gazeux à l'entrée de cette zone de séparation étant de 10 à 40 mètres par seconde de façon à produire un écoulement hélicoïdal du flux de vapeur, sans retournement de la spirale créée, la majorité du reste des particules catalytiques qui ont été entrainées avec l'effluent gazeux étant ensuite séparée de l'effluent réactionnel dans au moins une autre zone de séparation (14) de type à rebours, c'est-à-dire avec retournement de la spirale engendrée par l'injection du flux de l'effluent gazeux dans cette autre zone de séparation,
    • - débarrasser ensuite les particules catalytiques de la majorité des hydrocarbures de l'effluent qu'elles ont entrainés avec elles, à l'aide d'un gaz (stripping),
    • - transporter de bas en haut, les particules catalytiques (qui à ce stade sont à une température d'au moins 450 °C) à l'aide d'un gaz, porté à une température de 150 à 300 °C, dans une conduite (23) conduisant les dites particules catalytiques dans une première zone de régénération (22),
    • - procéder à une première étape de régénération du catalyseur, cette étape étant effectuée en lit fluidisé (ou dense), à une température T1 comprise entre environ 500 et 750 °C, en présence d'oxygène ou d'un gaz contenant de l'oxygène moléculaire, en vue de provoquer la combustion d'au moins 90 % de l'hydrogène et de préférence sensiblement la totalité de l'hydrogène des produits présents sur le catalyseur et d'oxyder, en majeure partie en CO, 10 à 60 % en poids du carbone présent, sous forme de composés carbonés, sur le catalyseur,
    • - éliminer la majeure partie des gaz présents dans la première zone de régénération du catalyseur
    • - soutirer le catalyseur partiellement régénéré dans la dite première zone de régénération, et l'envoyer de bas en haut à travers une conduite (36) au moyen d'un gaz vecteur à base d'oxygène ou d'un gaz contenant de l'oxygène moléculaire et sensiblement exempt de vapeur d'eau, vers la partie inférieure d'une deuxième zone de régénération, laquelle a la forme d'une zone tubulaire sensiblement verticale et allongée (37) dont le rapport L φ (où L est la longueur du tube et 0 son diamètre) est compris entre 3 et 90, le catalyseur étant traité dans la deuxième zone de régénération au moyen d'un gaz de régénération renfermant de l'oxygène moléculaire, sensiblement exempt d'eau, à une température T2comprise entre 650 et 1000° C, T2 étant supérieur à T1, en vue d'obtenir un catalyseur régénéré ne renfermant pas plus de 0,04 % en poids de coke avec production de gaz riches en C02, le catalyseur ayant été entrainé, pendant la durée de cette deuxième régénération de bas en haut de la zone de régénération (37) au moyen du dit gaz vecteur,
    • - et soutirer de la deuxième zone de régénération (37)un mélange de gaz et de catalyseur, séparer les particules catalytiques des gaz et renvoyer les dites particules régénérées, dont la température est comprise à ce stade entre 600 et 950 °C, dans la zone (1) de réaction de craquage catalytique par au moins une conduite (3) ou (4).
  • L'invention concerne également un appareil pour le procédé de craquage catalytique et de régénération de catalyseur et comporte : (voir figures 1 et 2)
    • - un réacteur (1) allongé et sensiblement vertical
    • - au moins une conduite (2) d'admission d'une charge liquide dans la partie supérieure du réacteur, la dite conduite se subdivisant en une pluralité de conduites (9) sensiblement verticales dont chacune des extrémités inférieures est munie d'une buse d'atomisation de la dite charge ((114) sur la figure 2)
    • - au moins deux jambes (3) et (4) sensiblement verticales, généralement équipées de valves (7) et (8), pour l'introduction de particules catalytiques dans un réservoir ou une enceinte aménagée dans la partie supérieure du réacteur (1) au-dessus de la paroi horizontale 113-a (figure 2),
    • - au moins un distributeur ((113) sur la figure 2) d'un fluide gazeux aménagé au voisinage de la paroi horizontale (113-a sur la figure 2),
    • - une pluralité de tubes de déversement (10) des particules catalytiques depuis le dit réservoir jusque dans le réacteur proprement dit, ces tubes de déversement étant agencés de façon à ce que chacune des conduites (9) d'admission de la charge ait le même axe qu'un des tubes de déversement (10) et de façon à ce que chaque buse d'injection de la charge se trouve au voisinage de l'extrémité supérieure d'un tube de déversement (10), l'ensemble des buses (9) et des tubes de déversement (10) formant ainsi une zone de contact et de mélange entre la charge et le catalyseur,
    • - un fond de réacteur (1) comportant au moins un entonnoir en forme d'un tronc de cône ou d'un tronc de pyramide ou de toute autre forme équivalente, dont la pointe est tournée vers le bas et dont le demi-angle au sommet est compris entre 5 et 30 0 et de préférence entre 7 et 15°,
    • - au moins une zone (13) de séparation primaire, au moyen d'un ou plusieurs cyclones à passage direct sans retournement de la spirale ("uniflow cyclone"), des particules catalytiques de l'effluent réactionnel, cette première zone étant par exemple extérieure au réacteur (1), les particules catalytiques étant soutirées de cette zone primaire par au moins une jambe (15) par exemple sensiblement verticale,
    • - au moins une zone (14) de séparation secondaire dans laquelle on sépare de l'effluent réactionnel la majeure partie du reste des particules catalytiques que le dit effluent a entrainées avec lui, les particules catalytiques étant soutirées de cette zone secondaire par au moins une jambe (16) de préférence sensiblement verticale, l'effluent réactionnel étant soutiré par au moins une conduite (16-a),
    • - un réacteur ou zone (17) de nettoyage des particules catalytiques (stripping) au moyen d'un gaz introduit par au moins une conduite (221) (voir figure 3), là dite zone (17) étant alimentée en catalyseur par les jambes telles que (16) et (15)
    • - une jambe (20) d'évacuation des particules catalytiques hors de la zone (17), la dite jambe 20 étant généralement équipée d'une valve (21),
    • - une conduite (23) sensiblement verticale pour élever les particules catalytiques en provenance de la jambe (20), au moyen d'un gaz élévateur introduit par la conduite (23a), et faire parvenir ainsi les particules catalytiques à l'intérieur d'un premier réacteur de régénération (22),
    • - un premier réacteur de régénération (22) comportant une grille ou tout moyen équivalent (27-a) pour supporter un lit catalytique (25), une conduite (26) d'alimentation en oxygène ou en gaz contenant de l'oxygène moléculaire, un dispositif (28) d'au moins un cyclone de séparation des gaz et des particules catalytiques,
    • - une conduite (29) d'évacuation des gaz, généralement munie d'une valve (30), et un conduit (33) de soutirage du catalyseur hors de la zone (22),
    • - une jambe (34) de descente de catalyseur, communiquant avec ladite conduite (33) et généralement équipée d'une valve (35),
    • - un conduit vertical ascendant (36) de catalyseur, le conduit (36) étant alimenté par un gaz de transport ou élévateur introduit par la conduite (36-a),
    • - un réacteur (37) tubulaire sensiblement vertical de régénération du catalyseur dont le rapport L (où L est la longueur du réacteur tubulaire et 0 son diamètre) est compris entre 3 et 90, le réacteur étant équipé d'au moins une buse d'injection d'un gaz de régénération,
    • - une conduite d'évacuation (38) d'un mélange de gaz et de catalyseur,
    • - des moyens de séparation (5) et (6) du catalyseur des gaz, constitués d'au moins deux séparateurs de type cyclone, généralement placés extérieurement au réacteur de régénération (37) et au réacteur (1), le catalyseur soutiré de ces séparateurs étant envoyé dans les conduites (3) et (4) d'alimentation en catalyseur du réacteur (1).
  • Dans la figure 1, en tant qu'illustration d'une des réalisations possibles de la présente invention, une charge hydrocarbonée,par exemple un gazole ou un hydrocarbure à point d'ébullition plus élevé est introduit à travers le conduit (2) au sommet du réacteur vertical descendant (1). Un catalyseur régénéré à haute température est aussi introduit au sommet du réacteur (1) par les jambes de descente (3) et (4) des cyclones extérieurs (5) et (6), équipés de valves (7) et (8) pour contrôler le débit de l'écoulement. La charge hydrocarbure est atomisée et partiellement vaporisée dans un système d'injections multibuses (9) dont une réalisation possible est décrite plus en détail dans la figure 2 ci-après. Dans une réalisation préférée, la charge est ensuite rapidement dispersée et mélangée au catalyseur chaud dans une pluralité de tubes de déversement (10), du contacteur-mélangeur (11), descendant, multibuses, rapide, dont une réalisation possible est décrite de manière plus détaillée ci-après dans la figure 2. A la sortie du mélangeur-contacteur (11), réalisant des transferts thermiques ultrarapides entre le catalyseur régénéré à haute température et la charge, celle-ci est complètement vaporisée, et les fractions lourdes qu'elle contient sont désintégrées thermiquement sous l'effet du choc thermique initial ainsi réalisé. Dans ce dispositif de mélange rapide approprié (11), le temps de contact charge/catalyseur n'exède généralement pas 500 millisecondes, et reste préférentiellement inférieur à 100 millisecondes.
  • Après mélange, la température atteinte par la suspension vapeur d'hy- drocarbures/catalyseur peut varier dans la gamme des températures allant de 450 °C à 700 °C en fonction du degré de conversion désiré et de la composition de la charge. La suspension vapeur d'hydrocar- bures/catalyseur s'écoule ensuite dans le sens vertical descendant à travers le réacteur (1) dont la section transversale peut varier progressivement pour assurer les conditions opératoires de température et de temps de séjour requises. La suspension à température élevée, constituée des vapeurs d'hydrocarbures formées, des gaz de dilution et du catalyseur entrainé traverse le réacteur dans des conditions de vitesse assurant un écoulement proche de l'écoulement piston. L'écoulement descendant a en particulier pour avantage de diminuer notablement le glissement relatif du catalyseur par rapport au gaz vecteur. Le temps de séjour de la charge hydrocarbonée dans la zone réactionnelle (1) est d'environ 0,1 seconde à environ 10 secondes, et préférentiellement d'environ 0,2 seconde à 4 secondes. Pour augmenter encore la rétention en catalyseur, et donc diminuer le volume réactionnel total, le réacteur (1) peut être garni intérieurement de chicanes ou garnissage (non représentés), tels que anneaux de Ras , selles de Berl, selles Intalox , etc...
  • La suspension vapeur d'hydrocarbures/catalyseur est ensuite accélérée dans un (ou plusieurs) convergent conique ou pyramidal ou de forme équivalente (12) de 1/2 angle au sommet compris entre 5 et 30° et préférentiellement entre 7 et 15°, pour entrer dans un séparateur (ou plusieurs en parallèle) (13) à faible temps de séjour, inférieur à 1 seconde. Une réalisation possible et préférée de cette séparation rapide peut être obtenue dans un (ou plusieurs en parallèle) cyclone sans retournement de spirale, appelé de type "uniflow" à passage direct. La figure 3 détaille une de ces réalisations possible ou un cyclone de type "uniflow" est disposé horizontalement. Ce premier étage réalise en un temps très court (<1 seconde) une première séparation relativement grossière (mais avec des efficacités supérieures à 50 /). L'effluent traverse ce cyclone "uniflow" sans retournement de la spirale créée, et débouche dans un ou plusieurs étages en parallèle, ou/et en série, de séparation secondaire (14), par des cyclones dits à rebours ("reverse flow cyclone") classiques, connus de l'homme de l'art,qui permettent une séparation très poussée du catalyseur, encore entrainé avec l'effluent à la sortie du premier étage de séparation rapide (13). L'effluent réactionnel est évacué par la ligne (16 bis). Le catalyseur est évacué par les jambes de descente du train de séparation primaire (15) et secondaire (16), à l'intérieur d'un réacteur (17) où est réalisé le strippage, généralement à la vapeur, des hydrocarbures entrainés avec ces solides pulvérulents. Cette configuration permet une disposition du réacteur (1) complètement externe, ce qui facilite les interventions d'entretien et de maintenance de la section réactionnelle.
  • La section inférieure du réacteur (12) a généralement un diamètre plus petit que celui de la section supérieure, et contient une zone de stripping (18), à la base de laquelle un gaz de strippage adapté, tel que la vapeur d'eau, des gaz inertes (C0, CO2,...), des gaz de combustion ou des fuel gaz, sont introduits. Un système de séparation conventionnel (19) primaire et secondaire, est utilisé dans la section supérieure du réacteur (17) pour séparer les produits hydrocarbonés strippés et le gaz de strippage des particules de catalyseur. Les gaz de strippage et les hydrocarbures strippés quittent le séparateur (19) par les tubulures de sortie non représentées. En variante possible, si la partie supérieure du réacteur de stripping (17) est trop petite pour contenir un système de séparation (19) supplémentaire, les effluents du strippage peuvent être traités, avec les effluents en provenance directe du réacteur, dans le seul train de séparation (14), séquentiel ou parallèle, en supprimant éventuellement dans cette variante, la liaison directe (24) entre la séparation primaire (13) et ce train de séparation (14). Cette opération de strippage est une opération classique, bien connue de l'homme de l'art, et il n'est pas nécessaire de la décrire plus en détail.
  • Le catalyseur une fois strippé est recouvert d'un dépôt de coke. Il est soutiré du bas du réacteur de strippage (17), à une température d'au moins 450 °C, par une jambe d'écoulement (20) équipée d'une valve (21) qui sert à contrôler l'écoulement de solides. Cette jambe de descente (20), remplie de solides de manière dense, a une hauteur suffisante pour que le bouchon de solides ainsi réalisé fasse joint et assure l'équilibrage des pressions entre la section réactionnelle et les étapes de régénération qui suivent.
  • Le catalyseur une fois strippé, encore recouvert de dépôts de coke, est transféré de la jambe d'écoulement (20) au bas du premier étage de régénération (22), par l'introduction d'un gaz de transport, au pied d'un élévateur sensiblement vertical (23). Une purge éventuelle peut être effectuée avec la valve 39. Ce gaz de transport (conduite 23 a) peut être de l'air préchauffé, de la vapeur surchauffée, des additions d'oxygène chaud, à des températures de 150 à 300° C, sous environ 2 à 3 bars. La quantité de gaz de transport introduite dans cet élévateur est suffisante pour former avec le catalyseur une suspension solide/gaz, dont la densité est telle qu'elle est obligée de s'écouler en un mouvement vertical ascendant dans le conduit (23), jusqu'à se déverser dans la partie inférieure du premier étage de régénération (22).
  • Le premier étage de régénération du catalyseur est constitué d'un lit fluidisé (25) dense, suivant une technologie connue de l'homme de l'art, qu'il n'est pas nécessaire de détailler ici. Un gaz riche en oxygène nécessaire à la régénération du catalyseur est introduit dans la partie basse du lit fluidisé (25) par le conduit (23) et/ou par un conduit (26) connecté à un distributeur de gaz (paroi 27 a de type grille ou tubes perforés) (perforations 27).
  • Un système de séparation cyclonique, primaire et secondaire (28) est disposé dans la partie supérieure (31), évasée, du réacteur (22) pour séparer les entraînements de catalyseur des gaz de combustion riches en CO. Les gaz de régénération riches en CO sont extraits du réacteur (22) par un conduit (29) équipé d'une valve (30) de contrôle de la pression.
  • La première étape de régénération accomplie dans le réacteur (22) est effectuée dans des conditions de température relativement douces au dessous de 750 °C, et est effectuée avec des concentrations en oxygène réduites choisies pour obtenir la combustion d'au moins 50 % de l'hydrogène (etde préférence sensiblement sa totalité) contenu dans le dépôt de coke déposé sur le catalyseur et brûler une partie du carbone (10 à 60 % en poids de carbone présent). Les conditions opératoires et la concentration en oxygène utilisées sont suffisantes pour maintenir la température du lit fluidisé dense (25) dans la gamme d'environ 500 à environ 750 °C. Ces conditions de régénération relativement douces sont recherchées de manière à éviter que la présence de vapeur d'eau durant la combustion de l'hydrogène ne vienne substantiellement réduire l'activité du catalyseur. Aussi, le premier étage de régénération à une température considérée comme relativement basse génère des gaz de combustion particulièrement riches en C0. On évite particulièrement les phénomènes de post combustion du CO dans le lit fluidisé dense (25), dans la zone de désengagement, et dans le système de séparation cyclonique (28). Une chaudière à CO (non représentée) est disposée en aval du conduit d'évacuation (29) pour générer de la vapeur d'eau sous pression en transformant le CO en C02. Une unité de récupération d'énergie peut également être disposée avant cette étape de combustion du C0, suivant des techniques classiques connues de l'homme de l'art.
  • Ainsi, la première étape de régénération est effectuée à une température, une pression, une concentration réduite en 02, de manière à laisser une certaine proportion de coke, à faible taux d'hydrogène, sur le catalyseur, que l'on finira de brûler ensuite dans un deuxième étage de régénération à haute température (32). Il est recommandé de réduire la combustion du carbone dans le premier étage de régénération à relativement basse température, inférieure à 750 °C, à la quantité juste nécessaire pour accompagner la combustion d'une partie importante de l'hydrogène.
  • Le catalyseur partiellement régénéré, mais dont le coke résiduel ne contient pratiquement plus d'hydrogène ou peu d'hydrogène est extrait du lit fluidisé dense (25) par un conduit de soutirage (33), communicant avec une jambe de descente extérieure, incurvée (34), équipée d'une valve de contrôle du débit de solides (35). Cette jambe de descente (34), dans laquelle est maintenu un écoulement dense de solides pulvérulents débouche dans un conduit vertical ascendant (36), au pied duquel est introduit un gaz de transport en quantité suffisante pour que la différence de densité dans les conduits (36) et (34) provoque la remontée de ces solides dans le conduit (36). Ce gaz de transport est un gaz non combustible, contenant de l'oxygène, habituellement de l'air ; il doit être de préférence totalement exempt de vapeur d'eau. Le catalyseur, sous forme d'un lit entrainé par le gaz de transport contenant de l'oxygène, entre dans un réacteur séparé (37), de préférence chemisé intérieurement de réfractaires pour une deuxième étape indépendante de régénération à haute température, effectuée à une température supérieure à 650°C, qui est accomplie sensiblement en l'absence de vapeur d'eau. La quantité d'oxygène est suffisante pour maintenir une opération de régénération à haute température par combustion du coke, combinée à la combustion pratiquement complète du CO en C02. La régénération haute température par combustion de tout le carbone résiduel n'est pas limitée en température, et peut atteindre 1000 °C. Ainsi, la température du deuxième étage de régénération est laissée libre de s'établir au niveau nécessaire pour enlever pratiquement tout le coke résiduel déposé sur les particules de catalyseur, de façon à atteindre des teneurs pondérales de coke au catalyseur inférieures à 0,04 %. Ce deuxième étage indépendant de régénération haute température est constitué par un réacteur tubulaire vertical ascendant (37). Le catalyseur usé est transporté à travers ce générateur rapide comme une suspension dans un gaz de régénération, comme l'air, à une vitesse superficielle d'environ 0,5 à 10 m/s, et préférablement de 1 à 5 m/s. Le rapport hauteur/diamètre de ce régénérateur doit être dans la gamme de 3 à 90 et de préférence 10 à 25. Ce régénérateur rapide est équipé de buses d'injection pour l'injection de gaz de régénération à sa base (non représenté) et sur toute sa hauteur pour d'éventuelles injections secondaires (non représentées) des gaz de régénération, habituellement de l'air sec.
  • La présente invention permet un gain appréciable au niveau du volume total et de l'encombrement du régénérateur, en supprimant les volumes ordinairement utilisés pour la boite à vent, les distributeurs, les zones de désengagement, les jambes de descente des cyclones. Il pro- cure aussi un accroissement de l'efficacité de contact entre le gaz de régénération et le catalyseur du à la forte vitesse de passage et/ou au fort rapport hauteur/diamètre du réacteur (37), qui améliore la distribution et réduit le renardage et le rétromélange.
  • Plus encore, l'écoulement, qui se rapproche d'un écoulement piston, évite la ségrégation des grosses particules et la présence localement de particules non complètement régénérées. Le contrôle de la postcombustion dans le deuxième étage de régénération est facilité, et supprime la nécessité de dispositifs de refroidissement à la vapeur ou à l'eau qui dans les schémas conventionnels provoquent des pertes importantes de catalyseur et de réduction de leur activité, ainsi que de nombreux dégats au niveau des réfractaires et des enceintes.
  • La suspension de catalyseur régénéré dans les gaz de combustion est déchargée latéralement dans le conduit (38) à un niveau un peu inférieur au niveau du haut du réacteur vertical (37), de manière à minimiser les problèmes d'érosion dans cette zone de changement à 90° du sens d'écoulement. Dans le conduit (38), cette suspension est accélérée pour être séparée dans le premier étage de séparation (5), qui peut être constitué d'un ou plusieurs cyclones en parallèle, dans lesquels les gaz de régénération sont séparés du catalyseur précédemment régénéré à haute température. Les gaz de combustion passent ensuite dans un deuxième étage de séparation à haute efficacité (6) composé d'un ou plusieurs cyclones, en série et/ou en parallèle suivant des techniques classiques connues de l'homme de l'art.
  • Les séparateurs cycloniques (5) et (6) peuvent être situés à l'extérieur du réacteur (37) utilisé pour la deuxième étape de régénération, de telle manière que les problèmes de métallurgie aux hautes températures sont éliminés. Des gaz de combustion riches en CO2 sortent du train de séparation cyclonique (5) et (6), à travers des vannes maintenant la pression de l'unité, et peuvent être utilisés ensuite pour générer de la vapeur de process dans une chaudière (non représentée).
  • Les particules de catalyseur sortent du deuxième étage de régénération haute température avec des teneurs en carbone préférées, inférieures à 0,04 % en poids du catalyseur. Le catalyseur régénéré, dont la température est supérieure à la température pseudo-critique de la charge, est conduit dans le mélangeur-contacteur (11) par les jambes de descente (3) et (4) du train de séparation (5) et (6). Ces jambes de descente (3) et (4), dans lesquelles est maintenu un écoulement dense des solides pulvérulents grâce aux vannes de contrôle du débit (7) et (8), sont d'une hauteur suffisante pour assurer l'équilibrage de pressions de l'unité.
  • Dans le contacteur-mélangeur (11), le catalyseur régénéré chaud est maintenu à l'état fluidisé par des injections (non représentées sur ' la fig. 1) de gaz d'aération, tels que des hydrocarbures inférieurs à 4 atomes de carbone, ou d'autres gaz adaptés comme les gaz inertes. Le catalyseur régénéré chaud, à une température supérieure à la température pseudo-critique de la charge est ensuite évacué par les tubes de débordement (10), où il est contacté intimement à la charge hydrocarbonée. Un conduit de soutirage (39) de catalyseur est ménagé à la partie inférieure de la zone de strippage (18) ; l'appoint en catalyseur frais est effectué au niveau du premier étage de régénération (25) par la ligne (40), suivant des dispositifs classiques.
  • La figure 2 représente plus en détail une réalisation préférée de 1' invention du dispositif d'injection et de dispersion de la charge hydrocarbonée, au sommet du réacteur vertical descendant (101). Cornue cela a été décrit précédemment, le catalyseur régénéré à haute température, en provenance du deuxième étage de régénération (132) en ligne de transfert verticale ascendante, arrive au sommet du réacteur (101) par les jambes de descente (103) et (104) d'un (ou plusieurs en parallèle) train(s) de séparation formé(s) par les cyclones extérieurs (105) et (106), munis de valves (107) et (108) de contrôle d'écoulement des solides. Le catalyseur chaud, régénéré, est reçu dans une enceinte (située au-dessus de la paroi horizontale 113 a) sous forme d'un lit catalytique maintenu à l'état fluidisé dense par injection d'un gaz d'aération à travers au moins un distributeur (113). Ce distributeur (113) constitué par exemple d'une grille ou d'un ensemble de tubes perforés ("sparge tubes") est de conception classique connue de l'homme de l'art. Le gaz d'aération injecté à travers.ce distributeur (113), est constitué de gaz inertes ou d'hydrocarbures légers ("fuel gas") en provenance par exemple du train aval de fractionnement des effluents de sortie de l'unité (non représenté), ainsi que de tout autre mélange ou agent gazeux de fluidisation adapté. Une éventuelle injection de vapeur à ce niveau pourra être effectuée, dans les limites permises par la stabilité hydrothermique du catalyseur régénéré à haute température conformément à l'invention. Le catalyseur chaud et les gaz de fluidisation sont dirigés, vers le bas, par débordement dans une pluralité de tubes de dé- versement (110).
  • La charge hydrocarbonée liquide, préchauffée en amont (par un système non représenté), à laquelle on peut ajouter une certaine quantité de vapeur de dispersion, est introduite par une rampe d'alimentation (102), qui se subdivise en une pluralité de conduits d'alimentation (109), débouchant dans les tubes de déversement (110). Ces tubes d'alimentation (109) se terminent à leur extrémité par des buses de pulvérisation et d'atomisation (114) de conception classique connues de l'homme de l'art. La charge hydrocarbonée est atomisée aussi finement que possible dans le système d'injection multibuses (114) avec ajout éventuel de vapeur de dispersion, jusqu'à des tailles de gouttelettes inférieures à la granulométrie moyenne du catalyseur régénéré, c'est à dire habituellement inférieures à 100 µ (100 x 10 m), et préférentiellement inférieures à 90 et même à 50u (50 x 10-6 m). Les gouttelettes d'hydrocarbures sont éjectées des buses de pulvérisation (114) à des vitesses comprises entre 10 et 100 m/s, et connaissent donc un début de vaporisation à ce niveau.
  • Dans la partie supérieure (zone A) de chacun des tubes de déversement (110), il se produit donc un jet central, conique, dispersif de gouttelettes de charge entouréespar un anneau de catalyseur régénéré à haute température qui s'écoule, transporté par le gaz de fluidisation, le long des parois de chacun des tubes de déversement (110). Dans cette partie supérieure (zone A) de chacun des tubes de déversement (110), il se produit donc un ensemble de deux écoulements sensiblement parallèles du jet de gouttelettes de charge, et concentriquement de catalyseur régénéré à haute température. Le contact entre les deux écoulements est relativement réduit dans cette zone A, et les transferts de chaleur entre les particules de catalyseur et les gouttelettes d'hydrocarbures se fait essentiellement, de manière radiatï.ve, mettant ainsi à profit la température élevée de régénération en deux étapes pour obtenir des transferts de chaleur très rapides dans cette zone A. Une vaporisation partielle, mais déjà importante est ainsi réalisée à la sortie immédiate des buses d'injection (114). Grâce au mode particulier de chauffage des jets de gouttelettes par des écoulements de solides (les particules catalytiques) à haute température, l'élévation de température de la charge est très rapide, ce qui favorise les réactions de craquage au détriment des réactions de cokage. Il est important que la taille des gouttelettes soit aussi petite que possible afin que le processus d'échange de chaleur ne soit pas diminué par la diffusion thermique de l'extérieur vers l'intérieur des gouttelettes. Bien que l'échange de chaleur soit réalisé essentiellement par radiation dans cette zone A, il n'est nullement exclu que les autres formes d'échange, par conduction et/ou convection, participent partiellement au processus de transfert thermique.
  • Toutefois, dans le dispositif d'injection décrit ici, l'échange de chaleur par radiation est prépondérant, tout au moins dans la zone A telle que définie ci-dessus. Ceci permet de diminuer au maximum la formation d'agglomérats produits par le contact direct entre les particules de catalyseur chaud, jouant le rôle de solides caloporteurs, et de gouttelettes de charge non vaporisée.
  • Dans la partie inférieure (zone B) de chacun des tubes de déversement (110), les deux écoulements de charge et de catalyseur se trouvent intimement mélangés sous l'effet de la dispersion et de la vaporisation partielle, mais déjà importante, réalisée préalablement dans la zone A, des gouttelettes de charge hydrocarbonées. Le contact et le mélange intime qui sont recherchés au niveau de la zone B entre le catalyseur et la charge hydrocarbonée, sont d'autant plus effectifs qu'ils sont précédés par une vaporisation importante de gouttelettes de charge dans la zone A. Dans cette zone B,dans chacun des tubes de déversement (110), la vaporisation complète des gouttelettes est achevée par mélange et contact intime avec le catalyseur régénéré à haute température. Ce mélange et ce contact intime sont nécessaires à l'obtention de transferts de chaleur très rapides dans cette zone B. Par ailleurs, le caractère descendant des écoulements évite le rétromélange du catalyseur, favorise le renouvellement du catalyseur autour des buses d'injection et évite la formation d'une suspension en phase dense au niveau des buses d'injection et dans leur voisinage immédiat, comme c'est le cas pour les systèmes d'alimentation des réacteurs ascendants traditionnellement utilisés en FCC. En minimisant par cette configuration et par le caractère descendant des écoulements, lerétromélange au niveau des buses d'injection, on diminue notablement le coke formé sur le catalyseur, ainsi que les phénomènes d'agglomération et de croissance des dépôts carbonés ("carbon build up") qui sont nuisibles et inévitables dans tous les systèmes d'alimentation des réacteurs ascendants traditionnellement utilisés en FCC.
  • L'ensemble des zones A et B, réalise des transferts thermiques très rapides entre le catalyseur régénéré à haute température et les gouttelettes de charge finement divisée. La longueur des tubes de déversement (110) est ajustée pour que le temps de contact charge/catalyseur n'excède pas 500 millisecondes, et reste préférentiellement inférieur à 100 millisecondes. La mise en oeuvre, dans ce dispositif de mélange approprié, de transferts thermiques très rapides réalise, au niveau des gouttelettes de charge un véritable choc thermique initial, qui vaporise complètement les fractions légères de la charge, tout en désintégrant thermiquement les fractions lourdes et les structures asphalténiques qu'elle contient. La mise en oeuvre d'un tel choc thermique initial est nécessaire et favorise le traitement des charges contenant des quantités notables de fractions lourdes et/ou structures asphalténiques. On observe en outre que le craquage des fractions légères est favorisé au détriment des réactions de cokage. Le type de mélangeur/contacteur descendant, multibuses, rapide, proposé dans la présente invention, non seulement permet le traitement de charges lourdes, en ce qu'il réalise le choc thermique initial, mais encore diminue notablement les phénomènes de rétromélange.
  • A la sortie des tubes de descente (110), la suspension vapeur d'hydro- carbures/catalyseur s'écoule ensuite dans le sens vertical descendant à travers le réacteur (101), dont la section transversale peut varier progressivement pour assurer les conditions opératoires de température et de séjour requises, ainsi que des conditions d'écoulement proches de l'écoulement piston.
  • La figure 3 représente une réalisation adéquate du dispositif de séparation de l'effluent du réacteur descendant (101) et du catalyseur entrainé par cet effluent. La suspension vapeurs d'hydrocarbures/ catalyseur est accélérée dans un convergent (212) de demi-angle au sommet compris entre environ 5 et 30° et préférentiellement entre 7 et 15° , pour entrer dans le séparateur primaire (213). Dans la figure 3, le dispositif de séparation primaire ne comporte qu'un seul cyclone à passage direct (213) de type "uniflow cyclone", et entrée tangentielle, disposé ici horizontalement. D'autres réalisations possibles de l'invention peuvent comporter une pluralité de ces cyclones, disposés en parallèle horizontalement ou verticalement. Dans ce type de cyclone "uniflow" à pas-, sage direct, l'écoulement hélicoîdal du flux de vapeurs autour du noyau central plein, cyclindrique, coaxial (211), engendré par l'introduction tangentielle de cet effluent par la bouche (210), a pour particularité de se produire sans retournement de la spirale créée, à l'inverse du cas des cyclones classiques à rebours ("reverse flow cylones"). La vitesse de l'effluent gazeux dans la lucarne d'entrée (210) doit être comprise entre 10 et 40 m/s pour engendrer un véritable écoulement hélicoidal qui, sous l'effet des forces centrifuges ainsi générées, va plaquer à la paroi extérieure les particules de catalyseur qui sont entrainées avec lui. L'effluent gazeux ainsi séparé des particules solides est évacué par le conduit central coaxial (209) qui pénètre à l'intérieur du corps extérieur (213). Les solides, eux, sont évacués par la jambe de descente (215) sensiblement verticale. Ce type de cyclone permet de réaliser avec un temps de séjour relativement court, inférieur à la seconde, une séparation primaire grossière, mais néanmoins avec des efficacités supérieures à 50 %, pouvant atteindre 90 %. Pour améliorer l'efficacité de cette séparation primaire, il faut admettre avec l'écoulement des solides dans la jambe de descente ;215), le passage d'une certaine quantité de l'effluent gazeux, pouvant atteindre 10 % du débit volumique total de cet effluent. L'écoulement hélicoïdal sans retournement de la spirale dans ce type de cyclone à passage direct permet non seulement une séparation rapide avec des temps de séjour courts inférieurs à la seconde, mais encore minimise les phénomènes de rétromélange à ce niveau du fait de l'absence de retournement de la spirale. Cette séparation primaire rapide permet donc de limiter les phénomènes de surcraquage dont on connait les effets néfastes au niveau de la sélectivité des réactions de craquage. Par ailleurs, ce cyclone de séparation primaire (213) peut pénétrer seulement partiellement à l'intérieur de la zone de strippage (217) ; cette configuration peut permettre une disposition complètement externe du réacteur (201), ce qui a pour avantage de faciliter les interventions d'entretien et de maintenance de la section réactionnelle.
  • La sortie (209) pourrait déboucher à l'intérieur du réacteur ou zone de strippage (217), mais de préférence est relïée directement par le conduit (224) à la bouche d'entrée d'un système de séparation secondaire (214) comportant un ou plusieurs étages, en parallèle et/ou en série, constitués par des cyclones à rebours ("revers flow cyclones") classiques connus de l'homme de l'art, qui permettent ensuite une séparation très poussée du catalyseur encore entrainé dans l'effluent gazeux à la sortie (209) du premier étage de séparation rapide. Dans ce cas, (sortie (209) directement reliée par le conduit (224), de préférence sensiblement horizontal, à la lucarne d'entrée du train de séparation secondaire (214)), le réacteur de strippage (217) est généralement alors équipé dans sa partie supérieure d'un ou plusieurs trains de séparation (219) des effluents de strippage, conventionnel, composés d'un ou plusieurs étages de séparation, en parallèle et/ou en série, constitués par des cyclones à rebours classiques suivant des dispositifs connus de l'homme de l'art.
  • Dans ce cas, la sortie (208) du train de séparation (214) n'évacue que les effluents en provenance de la section réactionnelle (201), tandis que la sortie (207) du train de séparation (219) n'évacue que les effluents en provenance de la zone de strippage (217). Sur ces sorties d'effluent gazeux (207) et (208), sont disposées des valves de réglage (237) et (238) qui permettent de contrôler l'équilibrage des pressions au niveau de l'ensemble du réacteur ou zone (217) de strippage.
  • Le réacteur de strippage (217) est généralement évasé à sa partie supérieure et garni de chicanes ou baffles (220) dans sa partie inférieure (218) pour améliorer l'efficacité de l'opération de strippage. A la base de la zone de strippage (218), on injecte par un distributeur adapté (221) (grille ou tubes perforés) un gaz de strippage tel que vapeur d'eau, gaz inertes (CO, C02, N2,...), des gaz de combustion, ou des fuel gas.
  • Le catalyseur une fois strippé est évacué à contre-courant du réacteur (217) par le conduit de soutirage inférieur (239-).

Claims (9)

1 - Procédé (a) de craquage catalytique en lit fluidisé d'une charge hydrocarbonée dans une zone (1) de réaction dans laquelle la charge et le catalyseur circulènt à co-courant de haut en bas et (b) de régénération du catalyseur, dans deux zones de régénération (22) et (37), le procédé consistant à (voir figures 1 et 2) injecter la charge liquide dans la partie supérieure de la zone de réaction (1) par au moins une conduite (2) se subdivisant en une pluralité de conduites (9) sensiblement verticales terminées chacune à leur partie inférieure par un moyen de pulvérisation ou d'atomisation ((114) sur figure 2) de la charge en gouttelettes,
- introduire dans une enceinte aménagée à la partie supérieure de la zone de réaction (1), des particules de catalyseur dont la température est comprise entre 600 et 950° C, provenant, comme indiqué plus loin, d'une zone de régénération (37), par au moins une conduite (3) ou (4) de façon à former dans ladite enceinte un lit fluide de catalyseur,
- faire circuler de bas en haut à travers le dit lit catalytique un gaz de façon à entrainer les particules catalytiques du lit de haut en bas à travers une pluralité de conduites de déversement sensiblement verticales (10), permettant ainsi aux particules catalytiques de parvenir dans la zone de réaction proprement dite, chaque conduite verticale (9) d'injection de la charge ayant le même axe qu' une conduite de déversement de catalyseur (10), chaque moyen de pulvérisation ou d'atomisation de la charge liquide se situant au voisinage d'une extrémité supérieure d'une conduite de déversement, pour obtenir, dans les dites conduites de déversement (10), un cheminement d'un courant de charge et un cheminement de particules catalytiques, de façon à vaporiser complètement la charge liquide et à mélanger intimement la charge et les particules de catalyseur.
- laisser en contact dans la zone réactionnelle proprement dite, entre 450 et 700 °C, la charge et le catalyseur, avec un temps de séjour de la charge comprise entre 0,1 et 10 secondes et de préférence entre 0,2 et 4 secondes,
- accélérer la vitesse du catalyseur et de l'effluent réactionnel dans la partie inférieure (12) de la zone de réaction, cette partie inférieure de la zone de réaction étant constituée d'au moins un entonnoir en forme d'un tronc de cône ou d'un tronc de pyramide ou de toute autre forme équivalente, dont la pointe est tournée vers le bas et dont le demi angle au sommet est compris entre environ 5 et 30° et de préférence entre 7 et 15°,
- séparer 50 à 90 % des particules catalytiques de l'effluent réactionnel dans au moins une première zone de séparation (13) permettant un temps de séjour inférieur à une seconde, la vitesse de l'effluent gazeux à l'entrée de cette zone de séparation étant de 10 à 40 mètres par seconde de façon à produire un écoulement hélicoïdal du flux de vapeur, sans retournement de la spirale créée, la majorité du reste des particules catalytiques qui ont été entrainées avec l'effluent-gazeux étant ensuite séparée de l'effluent réactionnel dans au moins une autre zone de séparation (14) de type à rebours, c'est-à-dire avec retournement de la spirale engendrée par l'injection du flux de l'effluent gazeux dans cette autre zone de séparation,
- débarrasser ensuite les particules catalytiques de la majorité des hydrocarbures de l'effluent qu'elles ont entrainés avec elles, à l'aide d'un gaz (stripping),
- transporter de bas en haut, les particules catalytiques (qui à ce stade sont à une température d'au moins 450 °C) à l'aide d'un gaz, porté à une température de 150 à 300 °C, dans une conduite (23) conduisant les dites particules catalytiques dans une première zone de régénération (22),
- procéder à une première étape de régénération du catalyseur, cette étape étant effectuée en lit fluidisé , à une température T comprise entre environ 500 et 750 °C, en présence d'oxygène ou d'un gaz contenant de l'oxygène moléculaire, en vue de provoquer la combustion d'au moins 90 % de l'hydrogène et de préférence sensiblement la totalité de l'hydrogène des produits présents sur le catalyseur et d'oxyder, en majeure partie en CO, 10 à 60 % en poids du carbone présent, sous forme de composés carbonés, sur le catalyseur,
- éliminer la majeure partie des gaz présents dans la première zone de régénération du catalyseur
- soutirer le catalyseur partiellement régénéré dans la dite première zone de régénération, et l'envoyer de bas en haut à travers une conduite (36) au moyen d'un gaz vecteur à base d'oxygène ou d'un gaz contenant de l'oxygène moléculaire et sensiblement exempt de vapeur d'eau, vers la partie inférieure d'une deuxième zone de régénération, laquelle a la forme d'une zone tubulaire sensiblement verticale et allongée (37) dont le rapport L (où L est la longueur du tube et φ son diamètre) est compris entre 3 et 90, le catalyseur étant traité dans la deuxième zone de régénération au moyen d'un gaz de régénération renfermant de l'oxygène moléculaire, sensiblement exempt d'eau, à une température T2 comprise entre 650 ec 1000° C, T2 étant supérieur à T1, en vue d'obtenir un catalyseur régénéré ne renfermant pas plus de 0,04 % en poids de coke avec production de gaz riches en C02, le catalyseur ayant été entrainé,'pendant la durée de cette deuxième régénération de bas en haut de la zone de régénération (37) au moyen du dit gaz vecteur,
- et soutirer de la deuxième zone de régénération (37)un mélange de gaz et de catalyseur, séparer les particules catalytiques des gaz et renvoyer les dites particules régénérées, dont la température est comprise à ce stade entre 600 et 950 °C, dans la zone (1) de réaction de craquage catalytique par au moins une conduite (3) ou (4).
2 - Procédé selon la revendication 1 dans lequel la charge, avant d'être intrcduite dans la zone de réaction (1), est soumise à un préchauffage à une température comprise entre 350 et 450 °C.
3 - Procédé selon l'une des revendications 1 et 2 dans lequel le catalyseur est à base d'au moins une zéolite.
4 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 3 dans lequel le gaz de régénération utilisé dans la deuxième zone de régénération (37) est de l'air sec.
5 - Appareil pour un procédé effectué selon la revendication 1 de craquage catalytique et de régénération de catalyseur comportant (voir figures 1 et 2)
- un réacteur (1) allongé et sensiblement vertical
- au moins une conduite (2) d'admission d'une charge liquide dans la partie supérieure du réacteur, la dite conduite se subdivisant en une pluralité de conduites (9) sensiblement verticales dont chacune des extrémités inférieures est munie d'une buse d'atomisation de la dite charge ((114) sur la figure 2),
- au moins deux jambes (3) et (4) sensiblement verticales, pour l'introduction de particules catalytiques dans un réservoir ou une enceinte aménagé dans la partie supérieure du réacteur (1) au-dessus de la paroi horizontale 113-a,
- au moins un distributeur ((113) sur la figure 2) d'un fluide gazeux aménagé au voisinage de la paroi horizontale (113-a sur la figure 2),
- une pluralité de tubes de déversement (10) des particules catalytiques depuis le dit réservoir jusque dans le réacteur proprement dit, ces tubes de déversement étant agencés de façon à ce que chacune des conduites (9) d'admission de la charge ait le même axe qu'un des tubes de déversement (10) et de façon à ce que chaque buse d'injection de la charge se trouve au voisinage de l'extrémité supérieure d'un tube de déversement (10), l'ensemble des buses (9) et des tubes de déversement (10) formant ainsi une zone de contact et de mélange entre la charge et le catalyseur,
- un fond de réacteur (1) comportant au moins un entonnoir en forme d'un tronc de cône ou d'un tronc de pyramide ou de toute autre forme équivalente, dont la pointe est tournée vers le bas et dont le demi-angle au sommet est compris entre environ 5 et 30° et de préférence entre 7 et 15°,
- au moins une zone (13) de séparation primaire, au moyen d'un ou plusieurs cyclones à passage direct où ne s'effectue aucun retournement de la spirale créée, des particules catalytiques de l'effluent réactionnel, les particules catalytiques étant soutirées de cette zone primaire par au moins une jambe (15),
- au moins une zone (14) de séparation secondaire dans laquelle on sépare de l'effluent réactionnel la majeure partie du reste des particules catalytiques que ledit effluent a entraînées avec lui, les particules catalytiques étant soutirées de cette zone secondaire par au moins une jambe (16), l'effluent réactionnel étant soutiré par au moins une conduite (16-a),
- un réacteur ou zone (17) de nettoyage des particules catalytiques (stripping) au moyen d'un gaz introduit par au moins une conduite ((221) voir figure 3), la dite zone (17) étant alimentée en catalyseur par les jambes telles que (16) et (15),
- une jambe (20) d'évacuation des particules catalytiques hors de la zone (17),
- une conduite (23) sensiblement verticale pour élever les particules catalytiques en provenance de la jambe (20), au moyen d'un gaz élévateur introduit par la conduite (23-a), et faire parvenir ainsi les particules catalytiques à l'intérieur d'un premier réacteur de régénération (22),
- un premier réacteur de régénération (22) comportant une grille ou tout moyen équivalent (27-a) pour supporter un lit catalytique (25), une conduite (26) d'alimentation en oxygène ou en gaz contenant de l'oxygène moléculaire, un dispositif (28) d'au moins un cyclone de séparation des gaz et des particules catalytiques,
- une conduite (29) d'évacuation des gaz et un conduit (33) de soutirage du catalyseur hors de la zone (22),
- une jambe (34) de descente de catalyseur, communiquant avec la dite conduite (33).
- un conduit vertical ascendant (36) de catalyseur, le conduit (36) étant alimenté par un gaz de transport ou élévateur introduit par la conduite (36-a),
- un réacteur (37) tubulaire sensiblement vertical de régénération du catalyseur dont le rapport i (où L est la longueur du réacteur tubulaire et 0 son diamètre) est compris entre 3 et 90, le réacteur étant équipé d'au moins une buse d'injection d'un gaz de régénération,
- une conduite d'évacuation (38) d'un mélange de gaz et de catalyseur,
- des moyens de séparation (5) et (6) du catalyseur des gaz, constitués d'au moins deux séparateurs de type cyclone, le catalyseur soutiré de ces séparateurs étant envoyé dans les conduites (3) et (4) d'alimentation en catalyseur du réacteur (1).
6 - Appareil selon la revendication 5 dans lequel le long du réacteur (37) de régénération, plusieurs points d'injection d'un gaz de régénération sont repartis à différents niveaux.
7 - Appareil selon l'une des revendications 5 et 6 dans lequel le distributeur ((l13) figure 2) est constitué d'une grille ou d'un ensemble de tubes perforés.
8 - Appareil selon l'une des revendications 5 à 7 dans lequel la zone (13) de séparation primaire des particules catalytiques comporte au moins un cyclone disposé horizontalement et la zone (14) de séparation secondaire comporte plusieurs étages de séparation disposés en parallèle ou en série constitués de cyclone dit à rebours.
9 - Appareil selon la revendication 8 dans lequel en outre (voir figures 1 et 3), le réacteur (17) de la figure 1 (ou (217) de la figure 3) pour le nettoyage (stripping) des particules catalytiques à l'issue de leur séparation d'avec l'effluent réactionnel en provenance du réacteur (1) (ou(201)de la figure 3) est évasé dans sa partie inférieure et contient dans sa partie supérieure la zone secondaire (14)(figure 1) de séparation des particules catalytiques, la zone (14)(figure 1) étant constituée d'un train d'au moins deux é'tages, le cyclone (213), disposé horizontalement, débouchant à l'intérieur du réacteur (217), la sortie (209) de ce cyclone étant reliée par un conduit (224) à la bouche ou lucarne d'entrée du système de train de séparation (214) (14 sur la figure 1) dit secondaire, la sortie (208) du train de séparation (214) évacuant les effluents gazeux en provenance du réacteur (201), le réacteur (217) comportant en outre à son extrémité supérieure un train de séparation (219) dont la sortie (207) évacue les effluents des gaz de nettoyage et les gaz éliminés des particules catalytiques, l'équilibrage des pressions au niveau de l'ensemble du réacteur (217) étant assuré par les vannes de réglage (237) et (238).
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Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR2589875A1 (fr) * 1985-11-12 1987-05-15 Inst Francais Du Petrole Procede et appareil de craquage catalytique en lit fluide avec pretraitement de la charge hydrocarbonee
EP0226483A1 (fr) * 1985-11-12 1987-06-24 Institut Français du Pétrole Procédé et appareil de craquage catalytique d'une charge hydrocarbonée soumise à un prétraitement par des particules de solides peu actives
EP0254333B1 (fr) * 1986-06-16 1991-01-16 Shell Internationale Researchmaatschappij B.V. Réacteur et procédé de craquage catalytique à lit fluide descendant
EP0617113A1 (fr) * 1993-03-19 1994-09-28 Bar-Co Processes Joint Venture Procédé fluidisé pour améliorer la qualité de particules solides régénerées

Families Citing this family (18)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR2607145B1 (fr) * 1986-11-25 1990-06-08 Inst Francais Du Petrole Procede ameliore de conversion thermique de fractions lourdes de petrole et de residus de raffinage, en presence de composes oxygenes du soufre, de l'azote ou du phosphore
US5112576A (en) * 1990-05-25 1992-05-12 Amoco Corporation Catalytic cracking unit with combined catalyst separator and stripper
US6714212B1 (en) 1993-10-05 2004-03-30 Canon Kabushiki Kaisha Display apparatus
FR2791354B1 (fr) 1999-03-25 2003-06-13 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de fractions lourdes petrolieres comprenant une etape d'hydroconversion en lits bouillonnants et une etape d'hydrotraitement
JP2002333870A (ja) 2000-10-31 2002-11-22 Matsushita Electric Ind Co Ltd 液晶表示装置、ｅｌ表示装置及びその駆動方法、並びに副画素の表示パターン評価方法
ES2187387B1 (es) * 2001-11-20 2004-04-16 Universidad Politecnica De Valencia. Una unidad de ensayo para el estudio de catalizadores en reacciones de corto tiempo de contacto entre el catalizador y los reactivos.
US7026262B1 (en) 2002-09-17 2006-04-11 Uop Llc Apparatus and process for regenerating catalyst
FR2981659B1 (fr) 2011-10-20 2013-11-01 Ifp Energies Now Procede de conversion de charges petrolieres comprenant une etape d'hydroconversion en lit bouillonnant et une etape d'hydrotraitement en lit fixe pour la production de fiouls a basse teneur en soufre
FR2983866B1 (fr) 2011-12-07 2015-01-16 Ifp Energies Now Procede d'hydroconversion de charges petrolieres en lits fixes pour la production de fiouls a basse teneur en soufre
CN102989409A (zh) * 2012-10-11 2013-03-27 田原宇 重油热解和气化耦合的双反应管循环床装置
FR2999600B1 (fr) 2012-12-18 2015-11-13 IFP Energies Nouvelles Procede de raffinage d'une charge hydrocarbonee lourde mettant en oeuvre un desasphaltage selectif
FR3000098B1 (fr) 2012-12-20 2014-12-26 IFP Energies Nouvelles Procede avec separation de traitement de charges petrolieres pour la production de fiouls a basse teneur en soufre
FR3000097B1 (fr) 2012-12-20 2014-12-26 Ifp Energies Now Procede integre de traitement de charges petrolieres pour la production de fiouls a basse teneur en soufre
FI125978B (fi) * 2013-02-22 2016-05-13 Endev Oy Kiertomassakuivuri ja menetelmä märän lietteen kuivaamiseksi
US9353029B2 (en) * 2013-03-14 2016-05-31 Honeywell International, Inc. Fluorination process and reactor
CN104610995B (zh) * 2013-11-05 2018-10-12 中国石油化工股份有限公司 一种基质沥青的生产方法
CN105441114B (zh) * 2014-09-12 2017-05-24 中石化洛阳工程有限公司 一种催化裂化装置
US9327278B1 (en) * 2014-12-17 2016-05-03 Uop Llc Process for catalyst regeneration

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3152065A (en) * 1961-09-14 1964-10-06 Exxon Research Engineering Co Feed injector for cracking of petroleum
US3923686A (en) * 1972-05-30 1975-12-02 Universal Oil Prod Co Fluidized catalyst regeneration by oxidation in a dense phase bed and a dilute phase transport riser
US4097243A (en) * 1976-11-04 1978-06-27 Uop Inc. Hydrocarbon-feed distributor of injecting hydrocarbon feed
US4336160A (en) * 1980-07-15 1982-06-22 Dean Robert R Method and apparatus for cracking residual oils
US4411773A (en) * 1980-12-18 1983-10-25 Mobil Oil Corporation Heat balance in FCC process and apparatus with downflow reactor riser

Family Cites Families (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2607662A (en) * 1946-01-30 1952-08-19 Universal Oil Prod Co Stripper for subdivided catalyst particles
US2850808A (en) * 1956-07-02 1958-09-09 Cons Coal Company Grid structure for fluidized solids contacting apparatus
US2965454A (en) * 1957-04-30 1960-12-20 Phillips Petroleum Co Fluidized conversion and stripping apparatus
US3246960A (en) * 1961-11-17 1966-04-19 Humble Oil & Refining Company Catalytic conversion apparatus
US3835029A (en) * 1972-04-24 1974-09-10 Phillips Petroleum Co Downflow concurrent catalytic cracking
US4385985A (en) * 1981-04-14 1983-05-31 Mobil Oil Corporation FCC Reactor with a downflow reactor riser
US4514285A (en) * 1983-03-23 1985-04-30 Texaco Inc. Catalytic cracking system

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3152065A (en) * 1961-09-14 1964-10-06 Exxon Research Engineering Co Feed injector for cracking of petroleum
US3923686A (en) * 1972-05-30 1975-12-02 Universal Oil Prod Co Fluidized catalyst regeneration by oxidation in a dense phase bed and a dilute phase transport riser
US4097243A (en) * 1976-11-04 1978-06-27 Uop Inc. Hydrocarbon-feed distributor of injecting hydrocarbon feed
US4336160A (en) * 1980-07-15 1982-06-22 Dean Robert R Method and apparatus for cracking residual oils
US4411773A (en) * 1980-12-18 1983-10-25 Mobil Oil Corporation Heat balance in FCC process and apparatus with downflow reactor riser

Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR2589875A1 (fr) * 1985-11-12 1987-05-15 Inst Francais Du Petrole Procede et appareil de craquage catalytique en lit fluide avec pretraitement de la charge hydrocarbonee
EP0226483A1 (fr) * 1985-11-12 1987-06-24 Institut Français du Pétrole Procédé et appareil de craquage catalytique d'une charge hydrocarbonée soumise à un prétraitement par des particules de solides peu actives
EP0254333B1 (fr) * 1986-06-16 1991-01-16 Shell Internationale Researchmaatschappij B.V. Réacteur et procédé de craquage catalytique à lit fluide descendant
EP0617113A1 (fr) * 1993-03-19 1994-09-28 Bar-Co Processes Joint Venture Procédé fluidisé pour améliorer la qualité de particules solides régénerées

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