EP1131389A1 - Procede et dispositif de craquage catalytique comprenant des reacteurs a ecoulements descendant et ascendant - Google Patents

Procede et dispositif de craquage catalytique comprenant des reacteurs a ecoulements descendant et ascendant

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EP1131389A1
EP1131389A1 EP99972244A EP99972244A EP1131389A1 EP 1131389 A1 EP1131389 A1 EP 1131389A1 EP 99972244 A EP99972244 A EP 99972244A EP 99972244 A EP99972244 A EP 99972244A EP 1131389 A1 EP1131389 A1 EP 1131389A1
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EP
European Patent Office
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catalyst
reactor
zone
charge
outlet
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EP99972244A
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EP1131389B1 (fr
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Thierry Gauthier
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IFP Energies Nouvelles IFPEN
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IFP Energies Nouvelles IFPEN
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    • 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
    • C10G51/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more cracking processes only
    • C10G51/06—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more cracking processes only plural parallel stages only
    • 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 process and a device for the catalytic cracking of hydrocarbon charges
  • the yields that are generally obtained naturally depend on the quality of the loads treated Typically, as an indication, the yields observed (in% weight of the load) on the units are dry gas 1-5%
  • the coke formed is burned in one or more enclosures called regenerators towards which the catalyst circulates on leaving the reactor.
  • regenerators towards which the catalyst circulates on leaving the reactor.
  • the heat produced by the combustion of the coke makes it possible to heat the catalyst which is then reintroduced at the inlet of the reactor and brought into operation.
  • the catalytic cracking process is an adiabatic process
  • the heat recovered by the catalyst during its passage through the regeneration zone is equal to the heat lost by the catalyst during its passage through the reaction zone This therefore requires the operator of operating conditions which are not independent of each other
  • the operating conditions which most affect the yields and selectivities for a given reactor are essentially the flow rate of catalyst, which is generally referred to the feed rate under the designation C / O ( C for Catalyst and O for O ⁇ l)
  • the reaction zones generally used in the majority of current catalytic cracking units make it easy to operate under mild cracking conditions (C / O from 4 to 8 and temperatures at the reactor outlet from 500 to 550 ° C).
  • the residence time of the hydrocarbons in this reaction zone consisting at least of a tube of substantially circular section and of elongated shape in which the fluids generally flow from the bottom to the top commonly called ⁇ ser, and a separation system cracked vapors and of the catalyst is generally greater than 2 s, of the order of approximately 2 to 10 s
  • the residence time of the hydrocarbons in contact with the catalyst is often itself greater than 1 s
  • the essential advantage of this type of device is to be able to bring the catalyst into contact with the charge in an optimal manner thanks to the initial use of a descending reactor.
  • the coke deposited on the catalyst tends to significantly deactivate the catalyst, all the more so since there is coke deposited typically, in conventional bottom-up reactors, the amount of coke present on the catalyst varies between 0.7 and 1 0.5% by weight, depending on the charge treated, the catalyst, the operating conditions and the size of the unit. It is known that under these conditions, the residual activity of the catalyst is low.
  • the catalyst from the descending reactor can advantageously be again introduced into a reaction vessel such as a ⁇ ser, optionally mixed with a regenerated catalyst stream (that is to say directly from the vessel) It is therefore clear that these results make it possible to consider serenely a sequence of reaction zones first descending, then ascending where the catalyst from the descending reaction zone would be completely reintroduced at the inlet of the ascending reactor
  • the object of the present invention is to remedy these shortcomings of the prior art by proposing a sequence of distinct reaction zones which can operate under very different temperature and C / O conditions. More specifically, the invention relates to a method of catalytic cracking composed of a reaction zone having at least two reactors, with in at least one of these reactors a flow of fluids and catalyst globally descending (reactor droppeur) and in at least one of these reactors a flow of fluid and catalyst generally ascending (reactor nser), these reactors being characterized in that in each reactor, hydrocarbons introduced into the reactor are in contact with hot catalyst which allows the vaporization of these hydrocarbons if they are introduced in liquid form, these vaporized hydrocarbons then reacting in the presence of the catalyst, these reacted hydrocarbons are then separated from the catalyst by separation means (inert separators and / or cyclones) and leave the reaction zone to undergo the usual downstream treatments (fractionation,)
  • the reactors are also characterized by the fact that the descending reactor (s) are followed
  • the invention relates to a process of catalytic cracking in ht entrained or fluidized of a hydrocarbon feed in two reaction zones, one with downward flow of catalyst, the other with upward flow of catalyst, the process being characterized in that a charge and catalyst from at least one regeneration zone are introduced into the upper part of the downflow zone, the charge and the catalyst are circulated in said zone according to a weight ratio of catalyst to charge C / O 5 to 20, the cracked gases are separated from the coke catalyst originating from the downflow zone in a first separation zone, the cracked gases are recovered, the coke catalyst is introduced into the lower part of the upward flow zone , a charge is introduced into the lower part of said upward flow zone, the coke catalyst is circulated therein and said charge lon a weight ratio C / O 4 to 8, the spent catalyst is separated from the effluent produced in a second separation zone, the catalyst is stnped by means of a stripping gas in a stripping zone, the effluent and stripping gases and the spent catalyst is
  • the residence times of the charge in the dropper and the nser are respectively generally from 50 to 650 ms in the dropper and from 600 to 3000 ms in the nser and preferably 100 to 500 ms in the dropper and 1000 to 2500 ms in the nser
  • the residence time is defined as the ratio of the volume of each of the reaction chambers (nser or dropper), related to the volume flow rate of the gaseous effluents from each chamber under the outlet conditions
  • the spent catalyst can be regenerated in two superimposed regeneration zones, the spent catalyst to be regenerated is introduced into a first lower regeneration zone, the catalyst thus at least partly regenerated being sent to the second upper regeneration zone and the regenerated catalyst coming from the upper regeneration zone is introduced into the downflow zone
  • the catalyst to oil ratio (C / O) can advantageously be between 7 and 15 for the downflow reactor and between 5 and 7 for the upward flow reactor
  • the temperature of the catalyst leaving the dropper is generally higher than that leaving the nser It can be from 500 ° C to 700 ° C and advantageously from 550 "C to 600 ° C while that that of the catalyst at the outlet of nser can be from 500 ° C. to 550 ° C. and advantageously from 515 ° C. to 530 ° C. These temperatures are closely dependent on the values of the respective ratios of C / O, the C / O ratio of the dropper being higher than that of the nser
  • the feed supplying each of the reactors can be either a fresh feed, or a recycling of part of the products resulting from a fractionation downstream, or a mixture of the two
  • a fresh charge can be introduced into the ascending reactor and said recycle at least partially in the descending reactor
  • the charge can be injected cocurrently or countercurrently into each of the two reactors.
  • the charge flow rate, for example of recycle, in the descending reactor can represent less than 50% by mass of the charge flow rate to be converted circulating in the ascending reactor
  • the invention also relates to the device for the implementation of method II generally comprises a first substantially vertical descending reactor having an upper inlet and a lower outlet, a first means for supplying regenerated catalyst connected to at least one regenerator for spent catalyst connected to said upper inlet, a first means for supplying the atomized charge disposed below the first catalyst supply means, a first enclosure for separating the catalyst from a gas phase connected to the lower outlet of the first descending reactor having an outlet from the gas phase and an outlet for coke catalyst, a second substantially vertical ascending reactor having a lower inlet and an upper outlet, a second catalyst supply means being connected to the outlet for coke catalyst first separation enclosure and at the lower entrance to the second reactor, a second means for supplying a charge located above the lower inlet of the second reactor, a second enclosure for separating spent catalyst and a second gaseous phase connected to said upper outlet of the second reactor, said second enclosure comprising a catalyst stripping chamber and having an upper outlet of a gas phase and a lower outlet of spent catalyst, said lower outlet being connected
  • FIG. 1 shows a schematic description of the process, the flow of the catalyst being in solid line while that of the hydrocarbons is in dotted lines.
  • FIG. 2 schematically illustrates a device comprising a dropper, an intermediate separator and an nser Figure 1 attached is a representation of the process under these conditions
  • the catalyst regenerated in a regeneration zone (3) is transported to the inlet d '' a globally descending reactor by transfer means (4), withdrawn from the descending reactor by transport means (5) and introduced into an ascending reactor (2), then, having traversed the ascending reactor, is transported by a line ( 7) to the regeneration zone (3)
  • the ascending reactor can also be supplied with freshly regenerated catalyst by means (6) of transporting the catalyst from the regeneration zone to the bottom of the ascending reactor (2)
  • the charge supplying each of the reactors can either be a fresh load (line (8) for the descending reactor, line (9) for the ascending reactor), or a recycle of part of the products from the downstream fractionation (line (16) for the descending reactor, line (14) for the ascending reactor), i.e.
  • FIG. 2 describes a possible arrangement of the various constituents of the process which is the subject of the invention It is indeed necessary, for the catalyst to circulate correctly between the different enclosures, that the pressures of each of the enclosures are compatible with the rates of circulation of catalyst and of hydrocarbons desired in each of the enclosures
  • the regeneration zone (3) consists of two enclosures (301) and (302) in which the catalyst is regenerated in fluidized ht, air being introduced into each enclosure .
  • the catalyst is transported between the two enclosures by means of a lift (303), in which gas introduced to the base at a sufficient speed makes it possible to transport the catalyst between the two enclosures
  • This transport gas can be air
  • the proportion of air required for regeneration is 30 to 70% in the enclosure (301), 5 to 20% in the lift (303) in order to transport the catalyst and 15 to 40% in the enclosure (302)
  • Means (304), such as a valve on solid of the “plug valve” type, make it possible to control the flow rate of circulation between the chambers (301) and (302)
  • the combustion gaseous effluents are dusted off through a passage through separators (such as cyclones, shown HERE schematically (306 and 307)
  • the pressure in each enclosure (301) and (302) can be controlled by valves located on the lines allowing the evacuation of combustion effluents stion, at least partially dusted
  • FIG. 2 a sequence of two reaction zones has been shown, one being downward (1), the other downstream being upward (2)
  • all the catalyst circulating in the reactor (2) also circulating in the reactor (1) Nevertheless, it is in certain cases interesting to mix, at the inlet of the nser (2), the catalyst resulting from (1) with catalyst coming directly from l regeneration enclosure (3)
  • FIG. 2 a sequence of two reaction zones has been shown, one being downward (1), the other downstream being upward (2)
  • all the catalyst circulating in the reactor (2) also circulating in the reactor (1) Nevertheless, it is in certain cases interesting to mix, at the inlet of the nser (2), the catalyst resulting from (1) with catalyst coming directly from l regeneration enclosure (3)
  • FIG. 2 shows how it is possible to transfer catalyst from a regeneration enclosure (302) to the reactor (1)
  • the catalyst is withdrawn from the wall through a line inclined (304) at an angle generally between 30 and 70 ° relative to the horizontal leading the catalyst to an enclosure (305) in which the circulation of the catalyst is slowed down to allow possible bubbles of gas to the e regeneration enclosure through a balancing line (308).
  • the catalyst is then accelerated and descends through a transfer tube (309) to the inlet of the reactor.
  • the catalyst Throughout its journey from the regeneration enclosure, the catalyst is maintained in the fluidized state by the addition of small quantities of gas throughout the transport If the catalyst is thus kept in the fluid state, this makes it possible to obtain at the inlet of the reaction zone (1) a pressure higher than that of the fumes from the external cyclones (307 ).
  • the reaction zone (1) defined as descending generally consists of means for introducing the catalyst (101), which can be a valve on solid, an orifice, or simply the opening of a conduit, of a contacting zone (103) located under (101) where the catalyst meets against the current for example the hydrocarbon charge, introduced by means (102), generally consisting of atomizers where the charge is finely divided into droplets generally using the introduction of auxiliary fluids such as steam
  • the means for introducing the catalyst are located above the means for introducing the charge.
  • a reaction zone (104) of substantially elongated shape, shown vertically in FIG. 2 but this condition is not exclusive.
  • the average residence time of the hydrocarbons in zones 103 to 104 will be less than 650 ms, preferably ely between 50 and 500ms.
  • the effluent from the dropper is then separated in a separator (105) described in application FR98 / 09672 incorporated as a reference where the residence time must be limited as much as possible
  • the gaseous effluents (cracked gases) from the separator can then undergo an additional dusting step through external cyclones (108) arranged downstream on a line (106)
  • the gaseous effluents (cracked gases) are evacuated by a line (107) It is also possible to cool the gaseous effluents, in order to limit the thermal degradation of the products, for example by injecting liquid hydrocarbons into the effluent leaving the cyclones (108) via the line (107)
  • the catalyst separated in the separator (105) is then either reinjected directly at the base of a ascending reactor (201) through a conduit (110), as shown in Figure
  • the reaction zone (2) is a substantially elongated tubular zone, many examples of which are described in the prior art.
  • the hydrocarbon charge is introduced by means (202), generally consisting atomizers where the charge is finely divided into droplets, generally using the introduction of auxiliary fluids such as water vapor, introduced at the base of the reactor.
  • Means for introducing the catalyst are located below the means for introducing the charge.
  • the introduction of the charge must be located above at least one catalyst inlet In the case of FIG.
  • the catalyst resulting from the separation (203) is then introduced into a fluidized ht (211 ) d a stripping chamber (212) through conduits or openings (204)
  • the catalyst in (211) then undergoes stripping (contact with a light gas such as water vapor, nitrogen, ammonia, hydrogen or even hydrocarbons, the number of carbon atoms of which is less than 3 by means which are well described in the prior art) before being transferred to the regeneration zone (301) through conduits ( 7)
  • the reaction gaseous effluents separated in (203) are discharged through a pipe (205) to a secondary separator (207) such as a cyclone before being sent to the fractionation section (10) by a pipe (206 )
  • the stripping gaseous effluents are generally evacuated from the fluidized ht (211) through the same means (206) which allow the evacuation of gaseous effluents from the reaction zone (2)
  • the coke catalyst is withdrawn from the stripping chamber (212) and recycled in the first regeneration enclosure (301), located under the regeneration enclosure 302
  • REG1 first regeneration enclosure
  • REG2 second regeneration enclosure
  • CUFCC total fresh charge at the entrance to the FCC unit.
  • the properties of the hydrocarbon feedstock considered are:

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Devices And Processes Conducted In The Presence Of Fluids And Solid Particles (AREA)

Description

PROCÉDÉ ET DISPOSITIF DE CRAQUAGE CATALYTIQUE COMPRENANT DES RÉACTEURS A ÉCOULEMENTS DESCENDANT ET ASCENDANT
La présente invention concerne un procédé et un dispositif pour le craquage catalytique de charges d'nydrocarbures
On sait que l'industrie pétrolière utilise de façon usuelle des procédés de craquage dans lesquels les molécules d'hydrocarbures à poids moléculaire et à point d'ébulhtion élevés sont scindés en molécules plus petites à point d'ébulhtion plus faible
Dans les procédés de craquage catalytique récents, décrits par exemple dans le brevet EP-A- 291253, la réaction de craquage a lieu dans une enceinte allongée de section sensiblement circulaire, le catalyseur étant admis à la partie inférieure de l'enceinte ainsi que la charge hydrocarbonée préalablement atomisée La mise en contact de la charge avec le catalyseur chaud permet de vaporiser les hydrocarbures qui entraînent alors le catalyseur vers la partie supérieure de la zone réactionnelle, l'introduction d'un fluide d'entraînement aidant le mouvement ascendant Les produits formés au cours de la réaction ont une gamme de points d'ébulhtion très large On distingue généralement les produits formés en fonction de leur température d'ébulhtion et de leur nature chimique gaz secs H2, H2S, molécules possédant 1 ou 2 atomes de carbones GPL (gaz de pétrole liquéfiés) molécules possédant 3 ou 4 atomes de carbone
Essence molécules ayant au moins 5 atomes de carbone et dont le point d'ébulhtion est inférieur à 220 °C LCO (hght cycle oïl) molécules dont le point d'ébulhtion est supérieur à 220 °C et inférieur e 360 °C Slurry molécules dont le point d'ébulhtion est supérieur à 360 °C coke molécules lourdes (généralement polyaromatiques restant adsorbées sur le catalyseur après la réaction).
Les points d'ébulhtion servant à délimiter les coupes sont donnés à titre indicatif et correspondent aux valeurs standard généralement admises Néanmoins, ces points de coupe peuvent varier en fonction des besoins des raffmeurs, qui, dans certains cas forment de plus des coupes intermédiaires des produits formés
Les rendements que l'on obtient généralement dépendent naturellement de la qualité des charges traitées Typiquement, à titre indicatif, les rendements observés (en % poids de la charge) sur les unités sont gaz sec 1-5 %
GPL 10-25 % Essence 30-55 %
LCO 15-25 %
Slurry 5-20 % coke 3-10 %
Généralement, le coke formé est brûlé dans une ou plusieurs enceintes appelées régénérateurs vers lesquelles le catalyseur circule à sa sortie du réacteur La chaleur produite par la combustion du coke permet de réchauffer le catalyseur qui est ensuite réintroduit à l'entrée du réacteur et mis en contact avec la charge Le procédé de craquage catalytique est un procédé adiabatique La chaleur récupérée par le catalyseur lors de son passage dans la zone de régénération est égale a la chaleur perdue par le catalyseur lors de son passage dans la zone reactionnelle Cela impose donc à l'opérateur des conditions opératoires non indépendantes les unes des autres Les conditions opératoires qui affectent le plus rendements et sélectivités pour un réacteur donné sont essentiellement le débit de catalyseur, que l'on rapporte généralement au débit de charge sous l'appellation C/O (C pour Catalyst et O pour Oïl) Le domaine habituel d'opération des unités de craquage catalytique est généralement C/0= 4-8 (C/0= rapport massique du débit de catalyseur sur le débit de charge) T(au sommet du reacteur)=500-550 °C On sait que la conversion augmente avec la température et le C/O Néanmoins, cette augmentation peut entre autre s'accompagner d'une augmentation significative du rendement coke et des gaz secs avec des technologies classiques L'augmentation du rendement en coke, par le biais de la balance thermique regénérateur-réacteur et du dimensionnement de l'unité, limite souvent l'opérateur a un domaine de conditions opératoires restreint, et pour un type de charge donnée a une structure de rendements assez figée Or, les variations des prix de vente des différents produits peuvent fluctuer en fonction du temps, ce qui peut induire au raffmeur la volonté de maximiser certains produits au détriment de certains autres De plus, l'évolution des spécifications imposées sur les produits dans les différents pays fait que certains produits issus du FCC peuvent ne plus trouver de débouché (par exemple, le LCO étant très aromatique et doté d'un très mauvais indice de cétane, son utilisation dans les carburants du pool gazole pose des problèmes, la teneur en soufre de l'essence lourde (160°C-220°C) rend son utilisation dans le pool des essences délicate dans certains cas) Il peut donc être intéressant donc de minimiser également certaines coupes Il est connu que la maximisation du propylène, produit à haute valeur ajoutée (molécule comprise dans la coupe GPL), passe par une sévéπsation des conditions de réactions (plus haute température, plus fort C/O) Or, cette sévéπsation impliquera que, dans le même temps, les rendements d'autres coupes baissent (LCO et essence) En travaillant à basse sévérité, on tendra à maximiser le LCO, ce qui peut présenter un intérêt dans les pays ou les distillats moyens sont très demandes sur le marché des combustibles, mais les GPL (dont le propylène) ainsi que l'essence ne seront vraisemblablement pas maximisés L'opération de la zone reactionnelle pour une unité conventionnelle n'est donc pas toujours compatible avec la tenue de deux objectifs tels que ces deux exemples non limitatifs
- la maximisation du propylène et du LCO
- la minimisation de l'essence lourde, la maximisation de l'essence légère
II y a donc intérêt à trouver des solutions permettant dans une zone reactionnelle d'opérer à la fois à basse sévérité et à haute sévérité, par exemple en utilisant deux zones reactionnelles opérant dans des conditions opératoires différentes
Les zones reactionnelles généralement utilisées dans la majorité des unités de craquage catalytique actuelles permettent facilement d'opérer dans des conditions de craquage peu sévères (C/O de 4 à 8 et températures en sortie de réacteur de 500 à 550 °C). Le temps de séjour des hydrocarbures dans cette zone reactionnelle, constituée au minimum d'un tube de section sensiblement circulaire et de forme allongée dans lequel les fluides s'écoulent globalement du bas vers le haut appelé communément πser, et d'un système de séparation des vapeurs de craquage et du catalyseur est généralement supérieur à 2s, de l'ordre de 2 à 10s environ Le temps de séjour des hydrocarbures au contact du catalyseur est souvent lui- même supérieur e 1 s
La juxtaposition de deux réacteurs conventionnels pour obtenir deux types de conditions opératoires sur une même unité de craquage catalytique, tels que décrits par Niccum P K , Miller R B , Claude A and M A Silvermann dans « Maxofin a novel FCC process for maximizing hght olefins using a new génération ZSM5 additive » (1998, NPRA annual meeting, San Francisco, Califomia, USA, 16 march 1998) rend nécessaire l'utilisation d'additifs dans le second nser où la réaction s'effectue dans des conditions plus sévères pour obtenir une sélectivité plus favorable De plus, les conditions plus sévères dans le second réacteur induisent une augmentation très importante du rendement en coke (plus de 2 % par rapport à la charge) Ce type de système n'est donc pas agencé de manière optimale
L'art antérieur peut aussi être illustré par les brevets US-4 424 116 et US 4 606 810 qui décrivent en enchaînement en série de deux réacteurs ascendants Le brevet US 5 039 395 illustre par ailleurs l'arrière plan technologique Afin de minimiser une coupe, il est également possible, dans une unité possédant une ou plusieurs enceintes reactionnelles conventionnelles de type πser, de recycler dans le πser les produits dont on veut minimiser la production Cela présente dans le cas des charges lourdes un avantage important pour la balance thermique des unités la vaporisation du recycle consomme plus de chaleur et permet donc de produire plus de chaleur dans la zone de regénération et donc de produire plus de coke dans la zone reactionnelle , de plus, astucieusement disposée en aval par rapport à l'injection de charge fraîche, l'injection du recycle permet de favoriser la vaporisation de la charge fraîche, ce qui, là encore, permet de traiter des charges de plus en plus lourdes (dont les points d'ébulhtion moyen et final sont plus élevés) Un tel dispositif est décrit par exemple pour le craquage des coupes lourdes dans le brevet FR 2 621 322
Dans ce type de mise en oeuvre, les produits recyclés ne sont cependant pas exposés à des conditions très sévères et reagissent peu Le but de ces recycles est plus lie au bilan thermique et a la vaporisation de la charge qu'a la destruction de ces recycles vers des produits plus valonsables
Il est également possible de mettre en œuvre ces recycles en amont de la charge, pour les exposer à des conditions plus sévères que la charge Dans ces conditions néanmoins, les produits formés dans les conditions les plus sévères ont le temps de se dégrader au-dessus de l'injection de charge où le temps de séjour au contact du catalyseur est nécessairement assez long (supérieur a 1-2 s)
Afin d'opérer dans des conditions opératoires plus sévères, il est préférable de travailler avec des temps de séjour des hydrocarbures dans le réacteur qui sont plus courts En effet, en augmentant la température, les réactions de dégradation thermique des produits sont de plus en plus prépondérantes Pour limiter leur impact, il faut limiter le temps de séjour des hydrocarbures dans ces conditions Plus, le temps de séjour est court et plus il est nécessaire de bien contrôler les mécanismes de mise en contact des hydrocarbures et du catalyseur, ainsi que l'hydrodynamique dans le réacteur Le réacteur descendant, combiné a un système de mélange approprie, tel que décrit dans le brevet WO/FR98/12279 permet d'optimiser les sélectivités en produits valonsables (LPG, essences) en minimisant les produits non valonsables (augmentation minime du coke par rapport a un réacteur conventionnel, mais dans des conditions de température et de C/O très différentes, diminution de 30 % environ des gaz secs par rapport à une technologie conventionnelle) et de maximiser la conversion, grâce a Obtention de conditions de sévérité très importante
Il est donc envisageable, pour accroître la flexibilité d'opération des FCC de disposer d'un enchaînement d'un réacteur descendant avec un reacteur ascendant Néanmoins, selon le brevet EP-B-573316 décrivant ce dispositif, tous les produits exposés dans le réacteur descendant doivent ensuite passer dans le réacteur ascendant Le temps de séjour des produits formés dans le réacteur descendant est donc allongé par le temps de parcours dans le réacteur ascendant De plus, il n'est pas suggéré d'opérer ces deux réacteurs dans des conditions opératoires significativement différentes
L'avantage essentiel de ce type de dispositif est de pouvoir mettre en contact catalyseur et charge de manière optimale grâce à l'utilisation initiale d'un réacteur descendant
La mise en contact des hydrocarbures avec le catalyseur en réacteur descendant lorsqu'elle est effectuée correctement et lorsque le temps de contact entre le catalyseur et les hydrocarbures est limité, permet de minimiser la quantité de coke formé II en résulte donc une teneur en coke sur le catalyseur beaucoup plus faible que dans un réacteur ascendant équivalent Combinée à des conditions opératoires adaptées (circulation de catalyseur plus élevée par rapport à une même quantité de charge), cela peut permettre de réduire la teneur en coke sur le catalyseur de manière très significative, ce qui est particulièrement avantageux pour les charges lourdes, dont le pouvoir cokant est bien connu De plus on sait que le coke déposé sur le catalyseur tend à désactiver significativement le catalyseur, ce d'autant plus qu'il y a de coke déposé Typiquement, dans les réacteurs ascendants conventionnels, la quantité de coke présente sur le catalyseur varie entre 0,7 et 1 ,5 % poids, en fonction de la charge traitée, du catalyseur, des conditions opératoires et du dimensionnement de l 'unité On sait que dans ces conditions, l'activité résiduelle du catalyseur est faible II est donc illusoire de vouloir réintroduire ce catalyseur dans une nouvelle enceinte reactionnelle Par contre, dans le cas d'un réacteur descendant, il est possible de limiter le taux de cokage du catalyseur à des valeurs voisines de 0,2-0,5 % poids dépendant des conditions opératoires, où son activité résiduelle reste importante Dans ces conditions, le catalyseur issu du réacteur descendant peut avantageusement être à nouveau introduit dans une enceinte reactionnelle telle qu'un πser, éventuellement mélangé à un flux de catalyseur régénéré (c'est-à-dire directement issu de l'enceinte de regénération) On voit donc bien que ces résultats permettent d'envisager seremement un enchaînement de zones reactionnelles d'abord descendantes, puis ascendantes où le catalyseur issu de la zone reactionnelle descendante serait totalement réintroduit à l'entrée du réacteur ascendant
L'objet de la présente invention est de remédier à ces lacunes de l'art antérieur en proposant un enchaînement de zones reactionnelles distinctes pouvant opérer dans des conditions de température et de C/O très différentes Plus précisément, l'invention concerne un procédé de craquage catalytique composé d'une zone reactionnelle présentant au moins deux réacteurs, avec dans l'un au moins de ces réacteurs un écoulement des fluides et du catalyseur globalement descendant (reacteur droppeur) et dans au moins l'un de ces réacteurs un écoulement de fluide et de catalyseur globalement ascendant (réacteur nser), ces réacteurs étant caractérisés par le fait que dans chaque réacteur, des hydrocarbures introduits dans le reacteur sont mis en contact avec du catalyseur chaud qui permet la vaporisation de ces hydrocarbures si ceux-ci sont introduits sous forme liquide, ces hydrocarbures vaporisés réagissant ensuite en présence du catalyseur, ces hydrocarbures ayant réagi sont ensuite séparés du catalyseur par des moyens de séparation (séparateurs mertiels et/ou cyclones) et sortent de la zone reactionnelle pour subir les traitements aval habituels (fractionnement, ) Les réacteurs sont également caractérisés par le fait que le ou les réacteurs descendants sont suivis d'au moins un réacteur ascendant, tout le catalyseur du ou des réacteur(s) descendant(s) passant alors dans au moins un réacteur ascendant en aval
Plus particulièrement, l'invention concerne un procédé de craquage catalytique en ht entraîné ou fluidisé d'une charge d'hydrocarbures dans deux zones reactionnelles, l'une à écoulement descendant de catalyseur, l'autre à écoulement ascendant de catalyseur, le procédé étant caractérisé en ce qu'on introduit une charge et du catalyseur provenant d'au moins une zone de régénération dans la partie supérieure de la zone à écoulement descendant, on fait circuler la charge et le catalyseur dans ladite zone selon un rapport pondéral catalyseur sur charge C/O 5 à 20, on sépare les gaz craqués du catalyseur coke provenant de la zone à écoulement descendant dans une première zone de séparation, on récupère les gaz craqués, on introduit le catalyseur coke dans la partie inférieure de la zone à écoulement ascendant, on introduit une charge dans la partie inférieure de ladite zone à écoulement ascendant, on y fait circuler le catalyseur coke et ladite charge selon un rapport pondéral C/O 4 à 8, on sépare le catalyseur usé de l'effluent produit dans une deuxième zone de séparation, on stnpe le catalyseur au moyen d'un gaz de stripage dans une zone de stripage, on récupère l'effluent et les gaz de stripage et on recycle le catalyseur usé dans la zone de régénération où il est régénéré au moins en partie au moyen d'un gaz de régénération
Les temps de séjour de la charge dans le droppeur et le nser sont respectivement en général de 50 à 650 ms dans le droppeur et de 600 à 3000 ms dans le nser et de préférence 100 à 500 m s dans le droppeur et 1000 à 2500 ms dans le nser Le temps de séjour est défini comme le rapport du volume de chacune des enceintes reactionnelles (nser ou droppeur), rapportée au débit volumique des effluents gazeux de chaque enceinte dans les conditions de sortie
Selon une caractéristique du procédé, le catalyseur usé peut être régénéré dans deux zones de régénération superposées, le catalyseur usé à régénérer est introduit dans une première zone de régénération inférieure, le catalyseur ainsi au moins en partie régénéré étant envoyé dans la deuxième zone de régénération supérieure et le catalyseur régénéré provenant de la zone de régénération supérieure est introduit dans la zone d'écoulement descendant Le rapport catalyseur sur huile (C/O) peut être avantageusement compris entre 7 et 15 pour le réacteur a écoulement descendant et entre 5 et 7 pour le réacteur à écoulement ascendant La température du catalyseur en sortie du droppeur est en général supérieure a celle en sortie du nser Elle peut être de 500 °C à 700 °C et avantageusement de 550 "C à 600 °C tandis que celle du catalyseur en sortie de nser peut être de 500 °C à 550 °C et avantageusement de 515 °C à 530 °C Ces températures sont étroitement dépendantes des valeurs des rapports respectifs du C/O, le rapport C/O du droppeur étant plus élevé que celui du nser
Selon une caractéristique du procédé, la charge alimentant chacun des réacteurs peut être soit une charge fraîche, soit un recycle d'une partie des produits issus d'un fractionnement en aval, ou un mélange des deux
De manière préférée, on peut introduire une charge fraîche dans le réacteur ascendant et ledit recycle au moins en partie dans le réacteur descendant
Il peut être avantageux d'introduire la charge du réacteur ascendant au-dessus du point d'introduction du catalyseur coke et du point d'introduction du catalyseur régénère
La charge peut être injectée à co-courant ou à contre-courant dans chacun des deux réacteurs.
Selon une caractéristique du procédé, le débit de charge par exemple de recycle, dans le réacteur descendant peut représenter moins de 50 % en masse du débit de charge à convertir circulant dans le réacteur ascendant
L'invention concerne aussi le dispositif pour la mise en oeuvre du procédé II comporte en règle générale un premier réacteur descendant sensiblement vertical ayant une entrée supérieure et une sortie inférieure, un premier moyen d'alimentation en catalyseur régénéré connecté à au moins un régénérateur de catalyseur usé et raccordé à ladite entrée supérieure, un premier moyen d'alimentation en la charge atomisée disposé en dessous des premiers moyens d'alimentation en catalyseur, une première enceinte de séparation du catalyseur d'une phase gazeuse raccordée à la sortie inférieure du premier réacteur descendant et ayant une sortie de la phase gazeuse et une sortie de catalyseur coke, un deuxième réacteur ascendant sensiblement vertical ayant une entrée inférieure et une sortie supérieure, un second moyen d'alimentation en catalyseur étant connecté à la sortie de catalyseur coke de la première enceinte de séparation et à l'entrée inférieure du deuxième réacteur, un second moyen d'alimentation en une charge située au-dessus de l'entrée inférieure du deuxième réacteur, une deuxième enceinte de séparation de catalyseur use et d'une seconde phase gazeuse raccordée à ladite sortie supérieure du deuxième réacteur, ladite deuxième enceinte comportant une chambre de stripage de catalyseur et ayant une sortie supérieure d'une phase gazeuse et une sortie inférieure de catalyseur usé, ladite sortie inférieure étant connectée au régénérateur
L'invention sera mieux comprise au vu des figures suivantes, parmi lesquelles - la figure 1 montre une description schématique du procédé, l'écoulement du catalyseur étant en trait plein alors que celui des hydrocarbures est en pointillé
- la figure 2 illustre schématiquement un dispositif comprenant un droppeur, un séparateur intermédiaire et un nser La figure 1 ci-jointe est une représentation du procédé dans ces conditions Le catalyseur régénéré dans une zone de régénération (3) est transporté à l'entrée d'un réacteur globalement descendant par des moyens de transfert (4), soutiré du réacteur descendant par des moyens de transport (5) et introduit dans un réacteur ascendant (2), puis, ayant parcouru le réacteur ascendant, est transporté par une ligne (7) vers la zone de régénération (3) Le réacteur ascendant peut également être alimenté en catalyseur fraîchement régénéré par des moyens (6) de transport du catalyseur de la zone de régénération vers le bas du réacteur ascendant (2) La charge alimentant chacun des réacteurs peut être soit une charge fraîche (ligne (8) pour le réacteur descendant, ligne (9) pour le réacteur ascendant), soit un recycle d'une partie des produits issus du fractionnement en aval (ligne (16) pour le réacteur descendant, ligne (14) pour le réacteur ascendant), soit un mélange des deux II est possible d'introduire dans chaque réacteur des recycles du fractionnement indépendamment des moyens d'introduction de la charge fraîche (ligne (15) pour le réacteur descendant, ligne (13) pour le réacteur ascendant) Les effluents gazeux issus de chaque réacteur sont transportés vers une zone de fractionnement (10) des différentes coupes d'hydrocarbures par des conduits (11) pour le réacteur descendant et (12) pour le réacteur ascendant) Sur la figure 1 , on a représenté un agencement où le fractionnement est commun aux deux enceintes reactionnelles Néanmoins, il est également possible que le fractionnement soit indépendant pour chacun des réacteurs, ce qui peut présenter un grand intérêt si les conditions opératoires des deux zones reactionnelles sont très différentes les unes des autres En effet, dans ce cas, les structures de rendement très différentes peuvent économiquement justifier l'intérêt d'un fractionnement des effluents adapté à chacune des enceintes reactionnelles
Il peut être avantageux de refroidir en aval de la première zone de séparation et de stnppage au moins une partie du produit effluent du réacteur descendant, étant donné sa température de sortie de ce réacteur, par un produit résultant d'un fractionnement aval ou par une partie au moins de l'effluent sortant du réacteur ascendant
La figure 2 décrit un agencement possible des différents constituants du procédé objet de l'invention II faut en effet, pour que le catalyseur circule correctement entre les différentes enceintes que les pressions de chacune des enceintes soient compatibles avec les taux de circulation de catalyseur et d'hydrocarbures désirés dans chacune des enceintes Sur la figure 2, la zone de régénération (3) est constituée de deux enceintes (301) et (302) dans lesquelles le catalyseur est régénère en ht fluidisé, de l'air étant introduit dans chaque enceinte. Le catalyseur est transporté entre les deux enceintes au moyen d'un lift (303), dans lequel du gaz introduit à la base à une vitesse suffisante permet de transporter le catalyseur entre les deux enceintes Ce gaz de transport peut être de l'air Typiquement, la proportion d'air nécessaire à la régénération est de 30 à 70 % dans l'enceinte (301), de 5 à 20 % dans le lift (303) afin de transporter le catalyseur et de 15 à 40 % dans l'enceinte (302) Des moyens (304), tels qu'une vanne sur solide de type « vanne à bouchon » permettent de contrôler le débit de circulation entre les enceintes (301) et (302) Dans chacune des deux enceintes (301) et (302), les effluents gazeux de combustion sont dépoussiérés grâce à un passage dans des séparateurs (tels que des cyclones, représentés ICI schématiquement (306 et 307) La pression dans chaque enceinte (301) et (302) peut être contrôlée par des vannes situées sur les lignes permettant l'évacuation des effluents de combustion, au moins partiellement dépoussiérées
Le catalyseur est ensuite transféré vers les zones reactionnelles Sur la figure 2, on a représenté un enchaînement de deux zones reactionnelles, l'une étant descendante (1), l'autre en aval étant ascendante (2) Dans cet exemple, tout le catalyseur circulant dans le réacteur (2) circule également dans le réacteur (1) Néanmoins, il est dans certains cas intéressant de mélanger, à l'entrée du nser (2), le catalyseur issu de (1) avec du catalyseur provenant directement de l'enceinte de régénération (3) A titre d'exemple, la figure 2 montre comment il est possible de transférer du catalyseur d'une enceinte (302) de régénération vers le réacteur (1) Le catalyseur est soutiré en paroi à travers une ligne inclinée (304) d'un angle compris généralement entre 30 et 70° par rapport à l'horizontale conduisant le catalyseur jusqu'à une enceinte (305) dans laquelle la circulation du catalyseur est ralentie pour permettre d'évacuer d'éventuelles bulles de gaz vers l'enceinte de régénération à travers une ligne d'équilibrage (308). Le catalyseur est ensuite accéléré et descend à travers un tube de transfert (309) jusqu'à l'entrée du réacteur Durant tout son trajet depuis l'enceinte de régénération, le catalyseur est maintenu dans l'état fluidisé grâce à l'ajout de petites quantités de gaz tout le long du transport Si le catalyseur est maintenu ainsi à l'état fluide, cela permet d'obtenir à l'entrée de la zone reactionnelle (1) une pression supérieure à celle des fumées issues des cyclones externes (307). La zone reactionnelle (1) définie comme descendante est généralement constituée de moyens d'introduction du catalyseur (101), qui peuvent être une vanne sur solide, un orifice, ou simplement l'ouverture d'un conduit, d'une zone de mise en contact (103) située sous (101) où le catalyseur rencontre à contre-courant par exemple la charge d'hydrocarbures, introduite par des moyens (102), généralement constitués d'atomiseurs où la charge est divisée finement en gouttelettes à l'aide généralement de l'introduction de fluides auxiliaires tels que la vapeur d'eau Les moyens d'introduction du catalyseur sont situés au-dessus des moyens d'introduction de la charge Entre la zone de mise en contact (103) et des moyens de séparation des hydrocarbures du catalyseur (105), on peut éventuellement disposer une zone de réaction (104), de forme sensiblement allongée, représentée de manière verticale sur la figure 2 mais cette condition n'est pas exclusive Le temps de séjour moyen des hydrocarbures dans les zones 103 à 104 sera inférieur à 650 ms, préférentiellement compris entre 50 et 500ms Les effluents du droppeur sont ensuite séparés dans un séparateur (105) décrit dans la demande FR98/09672 incorporée comme référence où le temps de séjour doit être limité au maximum Les effluents gazeux (gaz craqués) du séparateur peuvent alors subir une étape supplémentaire de dépoussiérage à travers des cyclones externes (108) disposés en aval sur une ligne (106) Les effluents gazeux (gaz craqués) sont évacués par une ligne (107) Il est également possible de refroidir les effluents gazeux, afin de limiter la dégradation thermique des produits, en injectant par exemple des hydrocarbures liquides dans l'effluent sortant des cyclones (108) par la ligne (107) Le catalyseur séparé dans le séparateur (105) est alors soit réinjecté directement à la base d'un réacteur ascendant (201) à travers un conduit (110), comme il est indiqué sur la figure 2, soit introduit dans un t fluidisé (111) d'une charge de stripage à travers un conduit ou une ouverture (109) Le catalyseur dans le lit fluidisé (111) subit alors un stripage (contactage avec un gaz léger tel que la vapeur d'eau, l'azote, l'ammoniac, l'hydrogène ou même des hydrocarbures dont le nombre d'atomes de carbones est inférieur à 3 (par des moyens qui sont bien décrits dans l'art antérieur) avant d'être transféré vers la zone reactionnelle ascendante (2) à travers le conduit (110) Les effluents gazeux de stripage sont généralement évacués du ht fluidisé (111) à travers les mêmes moyens (106) et (108) qui permettent l'évacuation des effluents gazeux de la zone reactionnelle (1) par la ligne (107) Tous les effluents peuvent être refroidis par des moyens de quench (non représentés) sur les lignes (106) ou (107)
La zone reactionnelle (2) est une zone tubulaire sensiblement allongée, dont de nombreux exemples sont décrits dans l'art antérieur Dans l'exemple donné sur la figure 2, la charge d'hydrocarbures est introduite par des moyens (202), généralement constitués d'atomiseurs où la charge est divisée finement en gouttelettes, à l'aide généralement de l'introduction de fluides auxiliaires tels que la vapeur d'eau, introduits à la base du réacteur. Des moyens d'introduction du catalyseur sont situés au-dessous des moyens d'introduction de la charge Pour que la zone reactionnelle soit considérée comme ascendante, il faut que l'introduction de la charge soit située au-dessus d'au moins une entrée de catalyseur Dans le cas de la figure 2, tout le catalyseur provient du réacteur descendant et les moyens d'introduction de la charge sont donc situés au-dessus de la conduite (110) Dans le cas contraire, le réacteur ascendant sera alors alimenté par plusieurs courants de catalyseur, l'un au moins provenant d'un réacteur descendant II sera alors possible de positionner l'introduction de charge (202) au-dessus d'au moins une alimentation en catalyseur (provenant par exemple de la zone de régénération) et en-dessous d'au moins une alimentation en catalyseur (provenant par exemple d'un réacteur descendant) La reaction s'effectue ensuite dans le réacteur tubulaire ou nser (201) Les effluents du nser sont ensuite sépares dans un séparateur (203) tel que celui décrit sur la figure (2) et dans la demande PCTFR 98/01866 incorporée comme référence Le catalyseur issu de la séparation (203) est alors introduit dans un ht fluidisé (211) d'une chambre de stripage (212) à travers des conduits ou des ouvertures (204) Le catalyseur dans (211) subit alors un stripage (contactage avec un gaz léger tel que la vapeur d'eau, l'azote, l'ammoniac, l'hydrogène ou même des hydrocarbures dont le nombre d'atomes de carbones est inférieur à 3 par des moyens qui sont bien décrits dans l'art antérieur) avant d'être transféré vers la zone de régénération (301) à travers des conduits (7) Les effluents gazeux réactionnels séparés dans (203) sont évacués à travers un conduit (205) vers un séparateur secondaire (207) tel qu'un cyclone avant d'être dirigés vers la section de fractionnement (10) par un conduit (206) Les effluents gazeux de stripage sont généralement évacués du ht fluidisé (211) à travers les mêmes moyens (206) qui permettent l'évacuation des effluents gazeux de la zone reactionnelle (2)
Le catalyseur coke est soutiré de la chambre de stripage (212) et recyclé dans la première enceinte de régénération (301), située sous l'enceinte 302 de régénération
En disposant astucieusement les enceintes les unes par rapport aux autres, il est possible de faire fonctionner le procède correctement tout en maintenant les effluents dans la ligne (106) et dans la ligne (206) à la même pression imposée en aval de la colonne de fractionnement, sans disposer de vanne de contrôle de pression différentielle des lignes (106) et (206)
A titre d'exemple et pour illustrer l'intérêt de l'invention, on a comparé les résultats obtenus par une unité industrielle munie d'un réacteur ascendant classique (cas A) traitant une charge lourde et équipée d'un système de double régénération tel que décrit sur la figure 2 avec les résultats que l'on obtiendrait en insérant un réacteur descendant en amont de ce réacteur dans deux cas Dans le premier cas (cas B), on a considéré un enchaînement de deux zones reactionnelles sans séparation des vapeurs d'hydrocarbures en sortie du réacteur descendant Il est alors nécessaire d'injecter toute la charge fraîche à l'entrée du réacteur descendant Dans le deuxième cas (cas C), le reacteur descendant est alimente par la coupe LCO produite par le réacteur ascendant avec séparation des vapeurs d'hydrocarbures en sortie du réacteur descendant tandis que le réacteur ascendant est alimenté par la charge fraîche. Cela permet de découpler totalement les conditions opératoires de ces deux réacteurs, et comme on le voit dans la structure de rendements globale réacteur descendant + réacteur ascendant rapportée à la charge fraîche, d'obtenir une minimisation du rendement LCO au profit de l'essence et des LPG, beaucoup plus avantageuse que dans le cas d'un enchaînement tel que celui du cas B. Ce changement de sélectivités se fait avec une légère augmentation de la production de gaz secs et de coke, minimisée toutefois grâce à l'emploi de la technologie du réacteur descendant à court temps de séjour.
On voit par ailleurs que le taux de recycle selon le cas C est substantiellement diminué pour maintenir une température de sortie du catalyseur et d'effluents du riser à une valeur comparable.
Dans l'exemple, les notations suivantes ont été adoptées. On note RA = réacteur ascendant
RD = réacteur descendant
REG1 : première enceinte de régénération REG2 : deuxième enceinte de régénération
CUFCC : charge fraîche totale à l'entrée de l'unité de FCC.
C/O (catalyseur sur huile)
Les propriétés de la charge d'hydrocarbures considérées sont :
densité : d * 5 = 0,934 teneur en soufre : %S = 0,5 Carbone Conradson : 5,6

Claims

REVENDICATIONS
1 - Procédé de craquage catalytique en lit entraîné ou fluidisé d'une charge d'hydrocarbures dans deux zones reactionnelles, l'une (1) à écoulement descendant de catalyseur, l'autre (2) à écoulement ascendant de catalyseur, le procédé étant caractérisé en ce qu'on introduit une charge (102) et du catalyseur provenant d'au moins une zone de régénération (302) dans la partie supérieure de la zone à écoulement descendant, on fait circuler la charge et le catalyseur dans ladite zone selon un rapport pondéral : catalyseur sur charge C/O : 5 à 20, on sépare les gaz craqués du catalyseur coke provenant de la zone à écoulement descendant dans une première zone de séparation (105), on récupère (107) les gaz craqués, on introduit le catalyseur coke dans la partie inférieure de la zone à écoulement ascendant, on introduit (202) une charge dans la partie inférieure de ladite zone (2) à écoulement ascendant, on y fait circuler le catalyseur coke et ladite charge selon un rapport pondéral C/O : 4 à 8, on sépare le catalyseur usé de l'effluent produit, dans une deuxième zone (203) de séparation, on strippe le catalyseur au moyen d'un gaz de stripage dans une zone (212) de stripage, on récupère (206) l'effluent et les gaz de stripage et on recycle (7) le catalyseur usé dans la zone de régénération où il est régénéré au moins en partie au moyen d'un gaz de régénération.
2 - Procédé selon la revendication 1 , dans lequel la température en sortie du réacteur descendant est supérieure à celle en sortie du réacteur ascendant.
3 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 2, dans lequel le catalyseur usé est régénéré dans deux zones de régénération superposées, le catalyseur usé à régénérer est introduit dans une première zone de régénération inférieure, le catalyseur ainsi au moins en partie régénéré étant envoyé dans la deuxième zone de régénération supérieure et le catalyseur régénéré provenant de la zone de régénération supérieure est introduit dans la zone d'écoulement descendant.
4 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 3, dans lequel le rapport C/O est compris entre 7 et 15 pour le réacteur à écoulement descendant et entre 5 et 7 pour le réacteur à écoulement ascendant.
5 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 4, dans lequel la charge alimentant chacun des réacteurs est une charge fraîche, un recycle d'une partie des produits issus d'un fractionnement en aval, ou un mélange des deux. 6 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 5, dans lequel le catalyseur coke provenant de la zone à écoulement descendant est strippé par un gaz après avoir été séparé et avant d'être introduit dans le réacteur ascendant et les gaz de stripage sont récupérés.
7 - Procédé selon d'une des revendications 1 à 6, dans lequel la zone reactionnelle à écoulement ascendant est alimentée en outre par du catalyseur régénéré.
8 - Procédé selon la revendication 7, dans lequel on introduit la charge entre les deux points d'introduction de catalyseur régénéré et de catalyseur coke dans la zone d'écoulement ascendant.
9 - Procédé selon la revendication 7 dans lequel on introduit la charge au-dessus du point d'introduction du catalyseur coke et du point d'introduction du catalyseur régénéré dans le réacteur ascendant .
10 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 9 dans lequel on introduit une charge fraîche dans le réacteur ascendant et ledit recycle au moins en partie dans le réacteur descendant.
11 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 10, dans lequel le débit de charge et de préférence de recycle dans le réacteur descendant représente moins de 50 % en masse de débit de charge à convertir circulant dans le réacteur ascendant.
12 - Dispositif pour le craquage catalytique en lit fluidisé ou entraîné d'une charge hydrocarbonée comportant : un premier réacteur descendant (1) sensiblement vertical ayant une entrée supérieure et une sortie inférieure, un premier moyen d'alimentation (101) en catalyseur régénéré connecté à au moins un régénérateur de catalyseur usé et raccordé à ladite entrée supérieure, un premier moyen d'alimentation (102) en la charge atomisée disposé en dessous des premiers moyens d'alimentation en catalyseur, une première enceinte de séparation (105) du catalyseur d'une phase gazeuse raccordée à la sortie inférieure du premier réacteur descendant (1) et ayant une sortie (106) de la phase gazeuse et une sortie de catalyseur coke, un deuxième réacteur ascendant (2) sensiblement vertical ayant une entrée inférieure et une sortie supérieure, un second moyen d'alimentation (110) en catalyseur étant connecté à la sortie de catalyseur coke de la première enceinte de séparation et à l'entrée inférieure du deuxième réacteur, un second moyen d'alimentation (202) en une charge située au-dessus de l'entrée inférieure du deuxième reacteur, une deuxième enceinte de séparation (203) de catalyseur usé et d'une seconde phase gazeuse raccordée à ladite sortie supérieure du deuxième réacteur, ladite deuxième enceinte comportant une chambre de stripage (212) de catalyseur et ayant une sortie supérieure (206) d'une phase gazeuse et une sortie (7) inférieure de catalyseur usé, ladite sortie inférieure étant connectée au régénérateur (301)
13 - Dispositif selon la revendication 12, dans lequel la première enceinte (105) de séparation comporte une chambre (111 ) de stripage du catalyseur en communication avec celle-ci
14 - Dispositif selon l'une des revendications 12 ou 13, dans lequel le deuxième réacteur ascendant comporte un moyen supplémentaire d'alimentation en catalyseur raccordé au regénérateur et dispose au-dessus du moyen d'alimentation en la charge
15- Dispositif selon l'une des revendications 12 ou 13, dans lequel le deuxième réacteur ascendant comporte un moyen supplémentaire d'alimentation en catalyseur raccordé au regénérateur et disposé au-dessous du moyen d'alimentation en la charge
16- Dispositif selon l'une des revendications 12 à 15 dans lequel des moyens de quench des effluents sont disposés en aval de la première enceinte de séparation
17 - Dispositif selon l'une des revendications 12 à 16, qui comprend deux régénérateurs de catalyseur, dans lequel le second régénérateur (302) est connecté au premier moyen d'alimentation (309, 101) en catalyseur du premier reacteur descendant (1) et dans lequel le premier régénérateur (301) disposé au-dessous du second est raccordé à la deuxième enceinte (203,211) de séparation et de stπppage
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