EP0874880B1 - Procede et dispositif de craquage catalytique en lit fluidise d'une charge d'hydrocarbures - Google Patents

Procede et dispositif de craquage catalytique en lit fluidise d'une charge d'hydrocarbures Download PDF

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EP0874880B1
EP0874880B1 EP97919102A EP97919102A EP0874880B1 EP 0874880 B1 EP0874880 B1 EP 0874880B1 EP 97919102 A EP97919102 A EP 97919102A EP 97919102 A EP97919102 A EP 97919102A EP 0874880 B1 EP0874880 B1 EP 0874880B1
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EP
European Patent Office
Prior art keywords
catalyst
section
hydrocarbons
cracking
mixing chamber
Prior art date
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Expired - Lifetime
Application number
EP97919102A
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German (de)
English (en)
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EP0874880A1 (fr
Inventor
Marc Fersing
Mariano Del Pozo
Thierry Gauthier
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TotalEnergies Marketing Services SA
Original Assignee
TotalFinaElf France SA
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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 present invention relates to a method and a catalytic cracker of a charge of hydrocarbons in a descending bed, implementing a improved zone of contact between the load and the catalyst.
  • the cracking of the charge is carried out in the absence of hydrogen, in the gas phase; temperature reaction temperature is around 500 ° C and the pressure generally close to atmospheric pressure.
  • the catalyst is covered with coke and traces of heavy oil and heat resulting from the combustion of this coke, during the operation regeneration in the presence of air or oxygen, allows bring the catalyst to the desired temperature for provide the calories necessary for the cracking reaction, after re-injection of the catalyst into the reactor.
  • the ratio C / O, between the flow rate C of catalyst and the flow rate O of charge to be treated is limited by a maximum generally between 3 and 7, in the current reactors, and usually close to 5.
  • upflow reactors occurs an accumulation of particles in the vicinity of the walls of the reactor, resulting in overcracking of the hydrocarbons at this level, which results in the formation of coke, hydrogen, methane and ethane, at location of the desired high octane products, while than at the center of the reactor, where fewer particles are present, an insufficient conversion of the charge.
  • reaction times seem to be able to be significantly reduced compared to riser and be significantly less than 1 second, and it seems possible to freely increase the flow of catalyst, which has no of harmful influence on the movement of particles like in the case of the riser.
  • the downer has, in particular, a related drawback to the initial mixture between catalyst and charge: in fact, the catalyst tends to fall off immediately without reflux or recirculation, which has a negative effect on the initial mass and heat transfer with the load.
  • this device appears difficult to achieve on a plan mechanical and it does not allow a very efficient mixing in the case high catalyst flow rates. Indeed, when the direction of flow of the charge-catalyst mixture is reversed, the catalyst tends to agglomerate in the vicinity of the walls of the device and is therefore found isolated from the vaporized charge.
  • the object of the invention is therefore to reconcile the advantages of the flow ascending, namely a satisfactory mixture between large flow rates of charge and catalyst, and downflow, ie good selectivity of the actual cracking reactions.
  • the contacting zone according to the invention makes it possible to achieve the above objectives. Its geometry is particularly applicable to short time insofar as it allows a complete and rapid spraying of the load.
  • EP-A-0 209 442 discloses a cracking device catalytic of hydrocarbons, including the contact zone between the catalyst and hydrocarbon consists only of one area elongated reaction vessel (see claim 6, column 3, rows 21 to 24), that is to say of a single part.
  • EP-A-0 344 032 a bed reactor entrained fluidized, usable in particular for catalytic cracking hydrocarbons.
  • This reactor substantially vertical and shaped elongated, has a particle flow regulator solids comprising a fixed part projecting inside the reactor as well as a mobile part which slides by means of a rod (cf. claim 1).
  • This "regulatory body” is a system analogous to a piston, and its function is to regulate the flow of particles catalysts entering the contact zone between the catalyst and hydrocarbons (see column 11, lines 5 to 10).
  • the ratio S 1 / S 3 between the section S 1 of passage of the catalyst through the annular orifice and the section S 3 of the intermediate orifice, is between 0.8 and 1, 25 and preferably between 0.9 and 1.1, in order to allow optimal mixing within the mixing chamber.
  • the hydrocarbons are injected at counter-current of the downward flow of catalyst particles, according to an angle to the horizontal, between 2 ° and 45 °, and preferably between 5 and 35 °.
  • the mixture between the charge and the catalyst is optimized, because this direction of injection allows the charge to break down the mass of descending catalyst as well as possible.
  • the reaction zone widens from the intermediate orifice at an angle with the vertical of between 1 and 20 °, and preferably 2 and 15 °, until it reaches its cross section. maximum S 4 .
  • This flare allows to gradually transform perfectly agitated flow, prevailing within the mixture, in a piston type flow in the reaction zone. Since such a flow is particularly favorable to the selectivity of cracking reactions, the process of the invention combines so also the specific advantages of the downflow reactor usual.
  • the ratio S 4 / S 3 between the maximum section S 4 of the reaction zone and the section S 3 of the intermediate orifice has a value between 1.5 and 8 and, preferably, between 2, 5 and 6.
  • the ratio S 2 / S 4 between the maximum section S 4 of the reaction zone is between 0.8 and 1.25 and, preferably, between 0.9 and 1.1 .
  • the invention also relates to a process for the catalytic cracking of hydrocarbons, comprising a phase of contacting the hydrocarbons and particles of a catalyst, a cracking reaction phase in a descending bed, a separation phase of the deactivated catalyst. and effluent hydrocarbons, at least one phase of stripping of the deactivated catalyst, then a phase of regeneration of said catalyst under conditions of combustion of the coke carried by the catalyst and, finally, a phase of recycling of the regenerated catalyst in the supply zone , this process being characterized in that a substantial part of the hydrocarbons is sprayed and brought into contact with the catalyst in a specific contacting zone of the catalytic cracking device defined above.
  • the device shown comprises a tubular flow reactor 1 descending, or "downer”, fed at its upper part, from an enclosure 2, which is coaxial to it, made of catalyst particles regenerated.
  • a valve 3 intended to regulate the mass ratio of catalyst to the mass of feedstock to be treated in the reactor, is interposed between reactor 1 and enclosure 2. Below this valve opens a line 4 for supplying reactor 1 with the load of hydrocarbons to be treated, preheated so known per se. This charge is sprayed into fines droplets, by injectors, at the top of the brought into contact 5, to mix with the particles of catalyst, in contact with which the reaction of cracking.
  • the direction of charge injection, as well that the geometry of the contact area, will be detailed below.
  • the catalyst particles and the charge to process therefore flow from top to bottom in reactor 1.
  • the spent catalyst particles pour into a stripping chamber 6, provided at its base of a diffuser 7, supplied with water vapor by a line 8.
  • the stripped catalyst particles are removed by gravity of the enclosure 6, by an inclined conduit 22, towards a ascending column 12, in which they are routed to the top, towards a regenerator 13, using a carrier gas, disseminated at 14 at the base of column 12, from the line 15.
  • the regenerated catalyst particles are removed by gravity through the conduit 19 in the direction of the enclosure 2, without heat losses.
  • Figure 2 shows the area more precisely contact 5 object of the invention.
  • the contacting zone 5 is formed by a mixture 24 and a reaction zone 25 arranged immediately below it.
  • the mixing chamber 24 is supplied at its upper part with hot regenerated catalyst by the cylindrical conduit 26, of section S C , which is in communication with the enclosure 2 described in FIG. 1 (but not shown in FIG. 2) .
  • a bulkhead 28, known per se, is disposed at the lower end of the conduit 26, thereby defining an upper annular orifice 30 of the mixing chamber 24, through which the catalyst pours into it. This orifice 30 thus delimits a section S 1 for passage of the catalyst, which is less than the section S c of the conduit 26.
  • the mixing chamber 24 widens from its upper orifice 30 along a frustoconical portion 32 with an angle at the apex A, until it reaches its maximum cross section S 2 .
  • the angle A for example equal to 40 °, can be between 10 and 60 °, while the section S 2 is for example equal to 5 S 1 , but can be between 1.5 and 8 S 1 .
  • the periphery 34 of the mixing chamber 24, at the level of the maximum section of the latter, is provided with a series of injectors 36, allowing the charge to be injected after atomization thereof outside the device.
  • the injectors 36 are oriented so as to direct the charge droplets countercurrent to the downward flow of catalyst particles, at an angle B with respect to the horizontal equal for example to 15 °, but which can be between 2 ° and 45 °.
  • the number of injectors will be such that the entire descending catalyst can be reached by the load droplets.
  • the mixing chamber 24 then narrows from its maximum section S 2 along a frustoconical portion 38, until it reaches its lower end of cross section S 3 .
  • the tapered portion 38 has an apex angle C, which is for example equal to 30 °, but may be between 10 and 50 °, while the section S 3 is for example equal to S 2/4, but can be understood between 2 S 2/3 and S 2/8.
  • This mixing chamber which consists of two cone portions 32, 38 widening then narrowing, is shaped so that there is a type flow perfectly agitated, allowing reflux and recirculation of catalyst necessary for a good mixture of the latter with the vaporized charge.
  • reaction zone 25 Downstream of the mixing chamber 24, in the direction of flow of the charge, extends the reaction zone 25, which is in communication with the mixing chamber through the lower end of the latter, which constitutes an orifice intermediate 40 of section S 3 .
  • the reaction zone 25 widens from the intermediate orifice in a frustoconical portion 42 of angle at the apex D, until it reaches its maximum cross section S 4 .
  • the angle D is for example equal to 6 °, but can be between 1 and 15 °, while the section S 4 is for example equal to 5 S 3 , but can be between 1.5 and 8 S 3 .
  • This flare allows a progressive modification of the nature of the flow of the charge-catalyst mixture.
  • the agitated flow within the mixing chamber is transformed in this way into a piston type flow in the reaction zone, which is perfectly suited for ensure good selectivity of the cracking reactions which occur there.
  • the reaction zone Downstream of this frustoconical portion 42, in the direction of flow of the charge, the reaction zone is constituted by a cylindrical extension 44 and has a substantially constant section, close to S 4 , so as to best conserve the flow of piston type which was established during the passage of the load in the frustoconical section 42.
  • the section S 1 of passage of the catalyst through the upper orifice 30, and the section S 3 of the intermediate orifice 40 are for example equal to 65 cm 2 , but can be between 10 and 500 cm2.
  • the maximum section S 2 of the mixing chamber 24, and the maximum section S 4 of the reaction zone 25 are for example equal to 300 cm 2 , but can be between 30 and 2000 cm 2 .
  • This description refers to an area of contact which consists of a series of surfaces of revolution, namely cylindrical portions or frustoconical whose cross section is circular.
  • the present invention also relates to any area of contact for which there are certain reports between the sections of its constituent parts, that these sections are either polygonal, ovoid or shaped any.
  • the contact area according to the invention finds its application to any cracking device catalytic whose reactor is downflow from charge, whatever the means of stripping and regeneration of the deactivated catalyst.
  • the process according to the invention therefore makes it possible to increase the selectivity of cracking by authorizing a mass ratio catalyst / charge higher than in the prior art (and therefore a lower ⁇ coke, i.e. a lower difference between the quantities of coke present on the catalyst at the entrance to the regeneration zone and at the exit from it).
  • the process according to the invention also allows, when we are targeting a given conversion, to process more difficult, especially denser and the percentage of Conradson carbon residue is higher.

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Description

La présente invention concerne un procédé et un dispositif de craquage catalytique d' une charge d'hydrocarbures en lit descendant, mettant en oeuvre une zone améliorée de mise en contact entre la charge et le catalyseur.
On sait que, dans l'industrie pétrolière, le craquage catalytique en lit fluidisé (en anglais, "Fluid Catalytic Cracking", ou encore procédé "FCC") a pris une place de plus en plus importante dans le raffinage, car il permet d'adapter la constitution de pétroles bruts à la demande des marchés en produits raffiné.
Dans ces procédés, le craquage de la charge est réalisé en l'absence d'hydrogène, en phase gazeuse; la température de réaction est de l'ordre de 500°C et la pression généralement voisine de la pression atmosphérique. Au cours de la réaction de craquage, le catalyseur se recouvre de coke et de traces d'hydrocarbures lourds et la chaleur résultant de la combustion de ce coke, lors de l'opération de régénération en présence d'air ou d'oxygène, permet d'amener le catalyseur à la température désirée pour apporter les calories nécessaires à la réaction de craquage, après réinjection du catalyseur dans le réacteur.
Ces procédés FCC sont habituellement mis en oeuvre dans des réacteurs à flux ascendant, d'où le terme tiré de l'anglais de "réacteur en riser". Ce mode de fonctionnement présente cependant un certain nombre d'inconvénients: les particules de catalyseur du lit fluidisé sont en équilibre instable, car elles tendent, d'une part, à s'élever sous l'effet de l'ascension du gaz assurant la fluidisation et la vaporisation de la charge et, d'autre part, à descendre du fait de leur masse.
Il en résulte que le rapport C/O, entre le débit C de catalyseur et le débit O de charge à traiter est limité par un maximum généralement compris entre 3 et 7, dans les réacteurs actuels, et habituellement voisin de 5.
De plus, dans les réacteurs à flux ascendant se produit une accumulation de particules au voisinage des parois du réacteur, avec pour conséquence un surcraquage des hydrocarbures à ce niveau, ce qui se traduit par la formation de coke, d'hydrogène, de méthane et d'éthane, au lieu des produits à haut indice d'octane recherchés, tandis qu'au centre du réacteur, où moins de particules sont présentes, on obtient une conversion insuffisante de la charge.
Enfin, si les grains de catalyseur s'élèvent globalement dans le réacteur, certains d'entre eux peuvent localement redescendre au voisinage de la paroi, du fait de l'accumulation explicitée précédemment. Ce phénomène, connu sous l'appellation anglaise de "back-mixing" (rétro-mélange), se traduit lui aussi par une chute locale de la conversion, puisque les grains qui redescendent sont partiellement désactivés et ont moins d'effet sur la charge que les grains qui s'élèvent. Ce phénomène est d'autant plus gênant que le rapport C/O précédemment mentionné est plus faible.
Afin de pallier les inconvénients du riser, il a été proposé depuis fort longtemps d'utiliser des réacteurs à écoulement descendant de catalyseur, ou "downer" (voir à cet effet, par exemple, le brevet américain n° 2 420 558).
On sait, en effet, que la différence essentielle entre ces deux types de réacteurs réside dans le fait que la position relative du catalyseur et de la charge reste sensiblement la même tout au long du downer, étant donné que les phases vapeur et solide sont mises en mouvement sous l'effet de la gravité.
De ce fait, il y a absence de rétro-mélange, l'homogénéité radiale du catalyseur dans le réacteur est préservée et l'écoulement dans ce réacteur est du type piston. Ceci permet de conférer une bonne sélectivité à la réaction de craquage.
En outre, les temps de réaction semblent pouvoir être notablement réduits par rapport au riser et être sensiblement inférieurs à 1 seconde, et il paraít possible d'accroítre librement le débit de catalyseur, qui n'a pas d'influence néfaste sur le déplacement des particules comme dans le cas du riser.
Toutefois, la mise en oeuvre d'un downer présente beaucoup de difficultés, ce qui a pour conséquence que personne n'a encore réellement pris le risque de passer industriellement de l'écoulement ascendant à l'écoulement descendant.
En effet, si le downer est censé permettre d'accéder à des temps de réaction très courts, il est techniquement très difficile d'effectuer le mélange, la vaporisation et la séparation d'hydrocarbures et de grains de catalyseur, lorsque ces opérations doivent être réalisées en une fraction de seconde avec des débits de l'ordre de 1500 tonnes/heure de catalyseur et de de 300 tonnes/heure d'hydrocarbures à point d'ébullition élevé.
Le downer présente, en particulier, un inconvénient lié au mélange initial entre catalyseur et charge: en effet, le catalyseur a tendance à tomber immédiatement sans reflux ni recirculation, ce qui présente un effet négatif sur le transfert initial de masse et de chaleur avec la charge.
Si les flux d'entrée de catalyseur et de charge étaient parfaitement réguliers, cet effet serait mineur. Toutefois, ce n'est pas le cas, et c'est pourquoi, dans un réacteur de craquage, le mélange solides-gaz est constitué par une alternance de zones riches en catalyseur, puis pauvres en catalyseur.
Dans un downer, il n'existe aucun mécanisme permettant à la charge de passer d'une zone à l'autre. De ce fait, la fraction d'hydrocarbures qui se trouve au contact d'une zone à faible densité de solides, y restera tout au long du réacteur et sera sujette à un craquage thermique insuffisant, dû à une désactivation prématurée du catalyseur. En revanche, les hydrocarbures présents dans une zone à haute densité de solides, sont susceptibles de subir un surcraquage.
Afin d'optimiser à la fois le mélange charge-catalyseur et la quantité des réactions de craquage proprement dites, le brevet américain n° 5 468 369 propose un dispositif dans lequel la charge est pulvérisée, mise en contact avec le catalyseur puis partiellement craquée selon une écoulement ascendant. Ensuite, la direction du flux est inversée et le craquage est achevé selon un écoulement descendant.
Toutefois, ce dispositif apparaít difficile à réaliser sur un plan mécanique et il ne permet pas un mélange très performant dans le cas de gros débits de catalyseur. En effet, lorsque la direction du flux du mélange charge-catalyseur est inversée, le catalyseur a tendance à s'agglomérer au voisinage des parois du dispositif et se trouve donc isolé de la charge vaporisée.
L'invention a donc pour objet de concilier les avantages du flux ascendant, à savoir un mélange satisfaisant entre de gros débits de charge et de catalyseur, et du flux descendant, à savoir une bonne sélectivité des réactions de craquage proprement dites.
Dans le cadre de ses travaux, la Demanderesse a découvert qu'une conformation géométrique particulière de la zone de mise en contact entre le catalyseur et la charge, permet d'optimiser à la fois la qualité du mélange et des réactions de craquage.
La présente invention est donc relative à un dispositif de craquage catalytique d'hydrocarbures, comprenant un réacteur de craquage à flux descendant, des moyens pour alimenter sous pression ledit réacteur avec une charge d'hydrocarbures et avec des particules d'un catalyseur de craquage régénéré, un moyen de séparation des produits de la charge craquée et des particules de catalyseur désactivé, au moins un moyen de strippage par au moins un fluide des particules de catalyseur désactivé, au moins une unité de régénération dudit catalyseur par combustion du coke porté par le catalyseur, et des moyens de recyclage du catalyseur régénéré auxdits moyens d'alimentation,
   ce dispositif étant caractérisé en ce qu'il comporte une zone de mise en contact spécifique entre les hydrocarbures et le catalyseur, constituée
  • d'une chambre de mélange de section maximale S2, mise en communication avec les moyens d'alimentation en catalyseur régénéré par un orifice supérieur définissant une section de passage du catalyseur S1,
  • et d'une zone réactionnelle de section maximale S4 mise en communication avec la chambre de mélange par un orifice intermédiaire de section S3, et en ce que les rapports S2/S1 et S2/S3 sont compris entre 1,5 et 8, et de préférence compris entre 2,5 et 6.
La zone de mise en contact conforme à l'invention permet de réaliser les objectifs précités. Sa géométrie est particulièrement applicable au temps court dans la mesure où elle permet une vaporisation complète et rapide de la charge.
Elle autorise en effet un mélange homogène au sein de la chambre de mélange. Il règne dans celle-ci un écoulement de type parfaitement agité, car les orifices supérieur et intermédiaire de section restreinte, constituent des cols permettant le reflux et la recirculation du catalyseur au sein de la chambre. De la sorte, et bien que l'écoulement soit descendant, le mélange est globalement comparable à celui réalisé dans la zone de mélange d'un réacteur à écoulement ascendant.
On connaít par EP-A-0 209 442, un dispositif de craquage catalytique d'hydrocarbures, dont la zone de contact entre le catalyseur et les hydrocarbures est constituée uniquement d'une zone réactionnelle de forme allongée (voir revendication 6, colonne 3, lignes 21 à 24), c'est-à-dire d'une seule partie.
Par ailleurs, on connaít par EP-A-0 344 032 un réacteur à lit fluidisé entraíné, utilisable en particulier pour le craquage catalytique d'hydrocarbures. Ce réacteur, sensiblement vertical et de forme allongée, comporte un organe de régulation du flux de particules solides comprenant une partie fixe faisant saillie à l'intérieur du réacteur ainsi qu'une partie mobile qui coulisse au moyen d'une tige (cf. revendication 1). Cet "organe de régulation" est un système analogue à un piston, et sa fonction est de réguler le flux de particules catalytiques pénétrant dans la zone de contact entre le catalyseur et les hydrocarbures (cf. colonne 11, lignes 5 à 10).
Il se différencie de l'objet de la présente invention en ce qu'il ne comporte pas de chambre de mélange distincte, de géométrie particulière.
Selon une caractéristique de l'invention, le rapport S1/S3, entre la section S1 de passage du catalyseur par l'orifice annulaire et la section S3 de l'orifice intermédiaire, est compris entre 0,8 et 1,25 et, de préférence, entre 0,9 et 1,1, afin de permettre un mélange optimal au sein de la chambre de mélange.
De manière avantageuse, les hydrocarbures sont injectés à contre-courant du flux descendant de particules de catalyseur, selon un angle par rapport à l'horizontale, compris entre 2° et 45°, et de préférence entre 5 et 35°. De la sorte, le mélange entre la charge et le catalyseur est optimisé, car cette direction d'injection permet à la charge de briser au mieux la masse de catalyseur descendante.
Selon une caractéristique supplémentaire de l'invention, la zone réactionnelle s'évase à partir de l'orifice intermédiaire selon un angle avec la verticale compris entre 1 et 20°, et de préférence 2 et 15°, jusqu'à atteindre sa section transversale maximale S4.
Cet évasement permet ainsi de transformer progressivement l'écoulement parfaitement agité, régnant au sein de la chambre de mélange, en un écoulement de type piston dans la zone réactionnelle. Etant donné qu'un tel écoulement est particulièrement favorable à la sélectivité des réactions de craquage, le procédé de l'invention allie donc également les avantages propres au réacteur à flux descendants habituels.
De manière avantageuse, le rapport S4/S3 entre la section maximale S4 de la zone réactionnelle et la section S3 de l'orifice intermédiaire possède une valeur comprise entre 1,5 et 8 et, de préférence, comprise entre 2,5 et 6.
Selon une caractéristique supplémentaire de l'invention, le rapport S2/S4 entre la section maximale S4 de la zone réactionnelle, est compris entre 0,8 et 1,25 et, de préférence, entre 0,9 et 1,1.
L'invention a également pour objet un procédé de craquage catalytique d'hydrocarbures, comprenant une phase de mise en contact des hydrocarbures et des particules d'un catalyseur, une phase de réaction de craquage en lit descendant, une phase de séparation du catalyseur désactivé et des hydrocarbures effluents, au moins une phase de strippage du catalyseur désactivé, puis une phase de régénération dudit catalyseur dans des conditions de combustion du coke porté par le catalyseur et, enfin, une phase de recyclage du catalyseur régénéré dans la zone d'alimentation,
   ce procédé étant caractérisé en ce qu'une partie substantielle des hydrocarbures est pulvérisée et mise en contact avec le catalyseur dans une zone de mise en contact spécifique du dispositif de craquage catalytique défini ci-dessus.
D'autres caractéristiques et avantages de l'invention apparaítront à la lecture de la description qui va suivre d'un mode particulier de réalisation, en référence aux dessins annexés, dans lesquels :
  • la figure 1 est une vue schématique d'un ensemble de conversion conforme à l'invention ;
  • la figure 2 est une vue plus détaillée de la zone conforme à l'invention de mise en contact entre la charge et le catalyseur.
Le dispositif représenté comprend un réacteur tubulaire 1 à flux descendant, ou "downer", alimenté à sa partie supérieure, à partir d'une enceinte 2, qui lui est coaxial, en particules de catalyseur régénéré. Une vanne 3, destinée à réguler le rapport de la masse de catalyseur à la masse de charge à traiter dans le réacteur, est interposée entre le réacteur 1 et l'enceinte 2. Au-dessous de cette vanne débouche une ligne 4 d'alimentation du réacteur 1 avec la charge d'hydrocarbures à traiter, préchauffée de façon connue en soi. Cette charge est pulvérisée en fines gouttelettes, par des injecteurs, au sommet de la zone de mise en contact 5, pour venir se mélanger aux particules de catalyseur, au contact desquelles se produit la réaction de craquage. La direction de l'injection de la charge, ainsi que la géométrie de la zone de contactage, seront détaillées ci-après. Les particules de catalyseur et la charge à traiter s'écoulent donc de haut en bas dans le réacteur 1.
A la base de celui-ci, les particules de catalyseur usé se déversent dans une enceinte de strippage 6, munie à sa base d'un diffuseur 7, alimenté en vapeur d'eau par une ligne 8.
Egalement à la base du réacteur 1, au-dessus de l'enceinte 6, débouche une ligne 9, par laquelle les produits du craquage et les hydrocarbures provenant du strippage sont évacués vers une colonne de séparation 10. Avant de parvenir à cette colonne 10, les gaz évacués par la ligne 9 peuvent éventuellement être trempés par un hydrocarbure ou de la vapeur d'eau, introduit par une ligne 11 dans la ligne 9.
Les particules de catalyseur strippé sont évacuées par gravité de l'enceinte 6, par un conduit incliné 22, vers une colonne ascendante 12, dans laquelle ils sont acheminés vers le haut, vers un régénérateur 13, à l'aide d'un gaz vecteur, diffusé en 14 à la base de la colonne 12, à partir de la ligne 15.
La colonne 12 débouche dans le régénérateur 13 au-dessous d'un séparateur balistique 16, qui assure la séparation des particules de catalyseur et du gaz vecteur. Les particules de catalyseur sont alors régénérées, de façon connue en soi, dans le régénérateur, par combustion du coke qui s'est déposé à leur surface et des hydrocarbures restants, à l'aide d'un courant d'air ou d'oxygène amené par la ligne 17 au diffuseur 18.
Les particules de catalyseur régénéré sont évacuées par gravité par le conduit 19 en direction de l'enceinte 2, sans pertes thermiques.
A la partie supérieure du régénérateur 13, les gaz provenant de la combustion sont évacués vers des cyclones 23, qui séparent les fines, recyclées par le conduit 20 vers le régénérateur, et les gaz, évacués par la ligne 21.
La figure 2 représente de manière plus précise la zone de mise en contact 5 objet de l'invention.
La zone de mise en contact 5 est formée d'une chambre de mélange 24 et d'une zone réactionnelle 25 disposée immédiatement au-dessous de cette dernière.
La chambre de mélange 24 est alimentée à sa partie supérieure en catalyseur régénéré chaud par le conduit cylindrique 26, de section SC, qui se trouve en communication avec l'enceinte 2 décrite à la figure 1 (mais non représentée à la figure 2). Une pièce d'encombrement 28, connue en soi, est disposée à l'extrémité inférieure du conduit 26, définissant de la sorte un orifice annulaire supérieur 30 de la chambre de mélange 24, par lequel le catalyseur se déverse dans celle-ci. Cet orifice 30 délimite ainsi une section S1 de passage du catalyseur, qui est inférieure à la section Sc du conduit 26.
La chambre de mélange 24 s'évase à partir de son orifice supérieur 30 suivant une portion tronconique 32 d'angle au sommet A, jusqu'à atteindre sa section transversale maximale S2. L'angle A, par exemple égal à 40°, peut être compris entre 10 et 60°, alors que la section S2 est par exemple égale à 5 S1, mais peut être comprise entre 1,5 et 8 S1.
La périphérie 34 de la chambre de mélange 24, au niveau de la section maximale de cette dernière, est pourvue d'une série d'injecteurs 36, permettant d'injecter la charge après atomisation de celle-ci à l'extérieur du dispositif.
Les injecteurs 36 sont orientés de manière à diriger les goutelettes de charge à contre-courant du flux descendant de particules de catalyseur, selon un angle B par rapport à l'horizontale égal par exemple à 15°, mais qui peut être compris entre 2° et 45°. Le nombre d'injecteurs sera tel que l'ensemble du catalyseur descendant puisse être atteint par les goutelettes de la charge.
La chambre de mélange 24 se rétrécit alors à partir de sa section maximale S2 selon une portion tronconique 38, jusqu'à atteindre son extrémité inférieure de section transversale S3. La portion tronconique 38 présente un angle au sommet C, qui est par exemple égal à 30°, mais peut être compris entre 10 et 50°, alors que la section S3 est par exemple égale à S2 / 4, mais peut être comprise entre 2 S2 / 3 et S2 / 8.
Cette chambre de mélange, qui est constituée de deux portions de cône 32, 38 s'élargissant puis se rétrécissant, est conformée de sorte qu'il y règne un écoulement de type parfaitement agité, permettant le reflux et la recirculation de catalyseur nécessaires à un bon mélange de ce dernier avec la charge vaporisée.
En aval de la chambre de mélange 24, dans la direction d'écoulement de la charge, s'étend la zone réactionnelle 25, qui est en communication avec la chambre de mélange par l'extrémité inférieure de celle-ci, qui constitue un orifice intermédiaire 40 de section S3.
La zone réactionnelle 25 s'évase à partir de l'orifice intermédiaire selon une portion tronconique 42 d'angle au sommet D, jusqu'à atteindre sa section transversale maximale S4. L'angle D est par exemple égal à 6°, mais peut être compris entre 1 et 15°, alors que la section S4 est par exemple égale à 5 S3, mais peut être comprise entre 1,5 et 8 S3.
Cet évasement permet une modification progressive de la nature de l'écoulement du mélange charge-catalyseur. En effet, l'écoulement agité au sein de la chambre de mélange, se transforme par ce biais en un écoulement de type piston dans la zone réactionnelle, qui est parfaitement adapté pour assurer une bonne sélectivité des réactions de craquage qui s'y produisent.
En aval de cette portion tronconique 42, dans la direction d'écoulement de la charge, la zone réactionnelle est constituée par un prolongement cylindrique 44 et possède une section sensiblement constante, voisine de S4, de manière à conserver au mieux l'écoulement de type piston qui a été établi lors du passage de la charge dans la section tronconique 42.
La présente description fait uniquement référence aux rapports dimensionnels existant entre les différentes parties de la zone de mise en contact objet de l'invention. L'homme de l'art dimensionnera l'ensemble de cette zone en fonction des débits respectifs de charge et de catalyseur et du temps de séjour adéquat de la charge dans la chambre de mélange et dans la zone réactionnelle.
La section S1 de passage du catalyseur par l'orifice supérieur 30, et la section S3 de l'orifice intermédiaire 40 sont par exemple égales à 65 cm2, mais peuvent être comprises entre 10 et 500 cm2.
La section S2 maximale de la chambre de mélange 24, et la section S4 maximale de la zone réactionnelle 25 sont par exemple égales à 300 cm2, mais peuvent être comprises entre 30 et 2000 cm2.
La présente description fait référence à une zone de mise en contact qui est constituée d'une série de surfaces de révolution, à savoir des portions cylindriques ou tronconiques dont la section transversale est circulaire. Néanmoins, la présente invention vise également toute zone de mise en contact pour laquelle il existe certains rapports entre les sections de ses éléments constitutifs, que ces sections soient de forme polygonale, ovoïde ou de forme quelconque.
En outre, la zone de contact conforme à l'invention trouve son application à tout dispositif de craquage catalytique dont le réacteur est à flux descendant de charge, quels que soient en particulier les moyens de strippage et de régénération du catalyseur désactivé.
L'exemple ci-après, qui n'a pas de caractère limitatif, est destiné à illustrer la mise en oeuvre de l'invention et les avantages de celle-ci.
EXEMPLE
Une charge pétrolière présente les propriétés suivantes:
  • densité à 15°C : 0,925,
  • point 50% de distillation : 470°C,
  • viscosité à 100°C : 12,5. 10-6 m2/s (12,5 cst),
  • résidu de carbone Conradson : 1,7% en poids,
  • teneur en nickel : 0,1 ppm en poids,
  • teneur en azote : 390 ppm en poids,
  • teneur en vanadium : 1 ppm en poids.
On introduit cette charge dans un craqueur catalytique à écoulement ascendant dans les conditions opératoires suivantes:
  • catalyseur : de type zéolithique commercialisé par Akzo,
  • rapport massique catalyseur / charge : 5,
  • température de réaction : 520°C,
  • nombre d'injecteurs : 8,
  • temps de séjour dans la zone réactionnelle : 2 secondes.
On introduit ensuite cette même charge dans un craqueur catalytique descendant pourvu d'une zone de contactage conforme à l'invention, selon les conditions opératoires suivantes:
  • catalyseur : de type zéolithique commercialisé par Akzo,
  • rapport massique catalyseur / charge : 8,
  • température de réaction : 545°C,
  • nombre d'injecteurs : 8,
  • temps de séjour dans la zone réactionnelle : 350 ms.
Les rendements obtenus lors de ces deux opérations de craquages, sont consignés dans le tableau comparatif suivant:
Rendement en % en poids
Craqueur classique Craqueur selon l'invention
Hydrogène, méthane et éthane 3,2 2,3
Paraffines en C3 1,0 1,2
Oléfines en C3 3,3 5,9
Paraffines en C4 1,9 2,6
Oléfines en C4 4,7 7,8
C5 -(point d'ébullition <160°C) 31,8 34,8
Essence (point d'ébullition 160-220°C) 11,7 11,5
LCO (point d'ébullition 220 - 360°C) 19,1 17,2
Slurry (point d'ébullition > 360°C) 18,8 11,9
Coke 4,4 4,8
L'exemple montre que l'utilisation du procédé de craquage catalytique conforme à l'invention permet :
  • une réduction très significative de la production de gaz secs (environ -30%);
  • une augmentation du rendement en GPL (gaz de pétrole liquéfié) et en essence totale ;
  • une augmentation de la conversion en général, puisque le pourcentage de la fraction bouillant au-dessous de 360°C passe de 57,7% pour le procédé de l'art antérieur, à 66,1% pour le procédé conforme à l'invention.
En outre, la qualité de l'essence produite est améliorée puisque l'on note, par rapport à l'art antérieur, une augmentation de l'indice d'octane:
  • de 6 points pour le RON ("Research Octane Number" ou "Indice d'octane recherche") de l'essence lourde (fraction bouillant entre 160 et 220°C)
  • de 4 points pour le MON ("Motor Octane Number" ou "Indice d'octane moteur") de l'essence lourde
  • de 2 points pour le RON de l'essence légère (fraction bouillant entre 0 et 160°C)
  • de 1 point pour le MON de l'essence légère
Le procédé conforme à l'invention permet donc d'augmenter la sélectivité du craquage en autorisant un rapport massique catalyseur/charge plus élevé que dans l'art antérieur (et donc un plus faible Δcoke, c'est-à-dire une plus faible différence entre les quantités de coke présentes sur le catalyseur à l'entrée de la zone de régénération et à la sortie de celle-ci).
Le procédé conforme à l'invention permet également, lorsque l'on vise une conversion donnée, de traiter des charges plus difficiles, en particulier plus denses et dont le pourcentage de résidu de carbone Conradson est plus élevé.

Claims (9)

  1. Dispositif de craquage catalytique d'hydrocarbures, comprenant un réacteur (1) de craquage à flux descendant, des moyens pour alimenter sous pression ledit réacteur avec une charge d'hydrocarbures et avec des particules d'un catalyseur de craquage régénéré, un moyen de séparation des produits de la charge craquée et des particules de catalyseur désactivé, au moins un moyen de strippage (6) par au moins un fluide des particules de catalyseur désactivé, au moins une unité (13) de régénération dudit catalyseur par combustion du coke porté par le catalyseur, et des moyens (19 ; 2 ; 3) de recyclage du catalyseur régénéré auxdits moyens d'alimentation,
       ce dispositif étant caractérisé en ce qu'il comporte une zone (5) de mise en contact spécifique entre les hydrocarbures et le catalyseur, constituée
    d'une chambre de mélange (24) de section maximale S2, mise en communication avec les moyens d'alimentation en catalyseur régénéré par un orifice supérieur (30) définissant une section de passage du catalyseur S1,
    et d'une zone réactionnelle (25) de section maximale S4 mise en communication avec la chambre de mélange (24) par un orifice intermédiaire (40) de section S3,
    et en ce que les rapports S2/S1 et S2/S3 sont compris entre 1,5 et 8, et de préférence compris entre 2,5 et 6.
  2. Dispositif selon la revendication 1, caractérisé en ce que le rapport S1/S3 entre la section S1 de passage du catalyseur par l'orifice supérieur (30) et la section S3 de l'orifice intermédiaire (40), est compris entre 0,8 et 1,25 et, de préférence entre 0,9 et 1,1.
  3. Dispositif selon la revendication 1 ou 2, caractérisé en ce que la zone réactionnelle (25) s'évase à partir de l'orifice intermédiaire (40) selon un angle avec la verticale compris entre 1 et 20° et, de préférence, entre 2 et 15°, jusqu'à atteindre sa section transversale maximale S4.
  4. Dispositif selon la revendication 3, caractérisé en ce que le rapport S4/S3 possède une valeur comprise entre 1,5 et 8.
  5. Dispositif selon la revendication 3 ou 4, caractérisé en ce que le rapport S2/S4 entre la section maximale S2 de la chambre de mélange (24) et la section maximale S4 de la zone réactionnelle (25) est compris entre 0,8 et 1,25 et, de préférence, entre 0,9 et 1,1.
  6. Dispositif selon l'une quelconque des revendications 1 à 5, caractérisé en ce que la section S1 de passage du catalyseur par l'orifice supérieur (30) et la section S3 de l'orifice intermédiaire (40) sont comprises entre 10 et 500 cm2.
  7. Dispositif selon l'une quelconque des revendications 1 à 6, caractérisé en ce que la section S2 maximale de la chambre de mélange (24) et la section S4 maximale de la zone réactionnelle (25) sont comprises entre 30 et 2000 cm2.
  8. Procédé de craquage catalytique d'hydrocarbures, comprenant une phase de mise en contact des hydrocarbures et des particules d'un catalyseur, une phase de réaction de craquage en lit descendant, une phase de séparation du catalyseur désactivé et des hydrocarbures effluents, au moins une phase de strippage du catalyseur désactivé, puis une phase de régénération dudit catalyseur dans des conditions de combustion du coke porté par le catalyseur et, enfin, une phase de recyclage du catalyseur régénéré dans la zone d'alimentation,
       ce procédé étant caractérisé en ce qu'une partie substantielle des hydrocarbures est pulvérisée et mise en contact avec le catalyseur dans une zone de mise en contact spécifique telle que définie dans l'une quelconque des revendications 1 à 7.
  9. Procédé de craquage suivant la revendication 8, caractérisé en ce que les hydrocarbures sont injectés dans la chambre de mélange à contre-courant du flux descendant de particules de catalyseur, selon un angle par rapport à l'horizontale compris entre 2° et 45°, et de préférence entre 5° et 35°.
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