EP3554680A1 - Procede de craquage catalytique de naphta avec compartimentage du reacteur en lit fluidise turbulent - Google Patents

Procede de craquage catalytique de naphta avec compartimentage du reacteur en lit fluidise turbulent

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EP3554680A1
EP3554680A1 EP17808961.1A EP17808961A EP3554680A1 EP 3554680 A1 EP3554680 A1 EP 3554680A1 EP 17808961 A EP17808961 A EP 17808961A EP 3554680 A1 EP3554680 A1 EP 3554680A1
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EP
European Patent Office
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reactor
compartments
compartment
catalytic cracking
catalyst
Prior art date
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Withdrawn
Application number
EP17808961.1A
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German (de)
English (en)
Inventor
Ann Cloupet
Ludovic Raynal
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Original Assignee
IFP Energies Nouvelles IFPEN
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Publication date
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Withdrawn legal-status Critical Current

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    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/22—Higher olefins

Definitions

  • the NCC process (abbreviation of Naphtha Catalytic Cracking) can be defined as an evolution of the catalytic cracking process (FCC) whose characteristic is to crack light paraffinic loads of gasoline type, that is to say having from 5 to 12 carbon atoms, in particular to produce light olefins and aromatics.
  • FCC catalytic cracking process
  • the cracking of these light cuts into the desired products requires a contact time of the order of one second, and the catalyst needs to be regenerated frequently.
  • the most suitable reactor to meet these criteria is a circulating turbulent fluidized bed reactor.
  • the diameter of the industrial reactor can reach 10m and beyond, the height remaining relatively low to meet the criterion of the desired contact time which in the context of the NCC process is of the order of a few seconds , leading to reactors with a low ratio of height to diameter (H / D), generally less than 0.5.
  • the invention describes a reactor adapted to the implementation of the cracking of light paraffinic sections, said reactor being compartmentalized, making it possible to reach diameters of 10 m and more, and having a low H / D ratio, that is to say less than 0.5.
  • the present invention comprises not only the fluidized compartmentalized reactor, but also the central stripping chamber which is itself fluidized.
  • the reactor / stripper assembly forms a whole. DESCRIPTION OF THE FIGURES
  • Figure 1 shows a sectional view of the reaction zone (reactor + stripper) in the case of compartments in parallel. Four compartments have been represented by way of example without this being limiting.
  • Figure 2 shows a top view of the reaction zone and allows to visualize the different compartments.
  • Figure 3 is a 3D view of the reactor according to the invention in the configuration of compartments operating in parallel which makes it possible to better observe the flow direction of the compartments towards the central stripping enclosure.
  • Figure 4 is a 3D view of the reaction zone (reactor + stripper) in the case of compartments operating in series. The heights of the partitions 4a, 4b, 4c and 4d are decreasing so as to allow a natural overflow from one compartment to the next. The transfer to the central stripping enclosure is done from the last compartment of the series.
  • Figure 5 shows the equivalent diameter of each compartment.
  • FIG. 1 is a sectional view of the reactor and the stripper according to the invention in which two compartments a and d are recognized, and the central chamber 5 represents the stripper, as well as the cyclones 7a and 7d which enable the solid gas separation before reintroduction of the catalytic solid in the compartment or compartments concerned.
  • the reactor is fluidized using a crown or sparger type gas distributor 2, the gas being a mixture of the vaporized charge and the steam.
  • FIG. 2 is a view from above of the stripping reactor according to the invention which makes it possible to clearly visualize the radial walls 4a, 4b, 4c and 4d delimiting the various compartments a, b, c and d, as well as the central chamber (5 ).
  • the fluidization ring is on this figure common to the different compartments. It is also possible to consider independent distributors supplying the different compartments.
  • Each compartment is supplied with regenerated catalyst through a pipe of its own (3a, 3b, 3c and 3d), the catalyst flow rate being regulated for each compartment. It is in this that this configuration is called "in parallel”.
  • the catalyst of each compartment overflows at the top (6) of the central chamber (5), to be streaked and directed to the regenerator (not shown in the figures).
  • FIG. 3 represents a 3D view of the preceding figures 1 and 2.
  • Figure 4 shows the reaction zone in a "series" compartment configuration. It differs from the "parallel" configuration in two main points:
  • a single catalyst feed (3) feeds the reactor at the first compartment a.
  • the passage of the catalyst from one compartment to another is by overflow, using walls of different heights.
  • the catalyst enters the last compartment d in the stripper through the window (6).
  • the number of compartments can vary between 2 and 12, and preferably between 3 and 9.
  • FIG. 5 represents the equivalent diameter Deq of each compartment: the surface of a compartment corresponds to the surface of a disk of diameter Deq.
  • EP0607363 discloses a series of fluidized bed rectangular zones for the continuous coating process of fertilizer substrate particles, with different gas velocities depending on the zones.
  • a conduit having an upper opening in a portion of 1 fluidised bed, and a lower opening in a lower portion of the 2nd fluidized bed is used to circulate the particles from 1 to 2 nd bed by varying the velocity gradient of gas.
  • US3236607 discloses a multi-stage iron ore reduction reactor for controlling the degree of conversion at each stage.
  • the use of transverse walls in the reactor makes it possible to reduce the backmixing of the solid, thus favoring conversion.
  • the passage of the solid from one compartment to another is by overflow. This configuration allows the use of different gases in the different zones.
  • the patent KR100 360 1 10 describes a fluidized bed reactor to achieve high efficiency and reduce the phenomenon of back mixing (commonly called "back mixing" in the English terminology).
  • the reactor described in this document comprises three fluidized chambers separated by vertical partitions and communicating with each other through orifices in submerged position.
  • the present invention describes a fluidized reactor with a low ratio height / diameter (H / D less than 0.5) with a diameter D greater than 6 meters, up to 25 meters, this reactor having different compartments that can operate in series or in parallel.
  • the reactor according to the invention also has a central chamber communicating with one or more compartments and for stripping the catalyst, before being sent to the regenerator.
  • the present invention can be defined as a compartmentalized fluidized bed reactor for the catalytic cracking of light cuts in order to produce light olefins, said reactor having a diameter of between 6 and 25 meters, preferentially understood. between 10 and 20 meters, and an H / D ratio of between 0.1 and 1, and preferably between 0.2 and 0.6.
  • This reactor therefore has a relatively flattened shape and has compartments obtained by radial vertical partitions extending substantially over the entire height H of the reactor.
  • compartments therefore have the form of radial sectors, generally identical to each other, although it remains within the scope of the invention having compartments of different sizes.
  • the reactor according to the invention is provided with a cylindrical chamber located substantially in the center of the reactor, which chamber will be called in the central chamber suite communicating by overflow with said compartments in the "parallel” case, or with the last compartment in the "serial” case.
  • This chamber itself fluidized, has the function of ensuring the stripping of the catalyst, that is to say to desorb the adsorbed hydrocarbons on the catalyst surface before sending it to the regeneration zone.
  • the regeneration zone will not be described in the present invention because it has no particular difference with respect to the regeneration zone of a conventional catalytic cracking unit.
  • the ratio of the diameter of the central chamber to the reactor diameter is generally between 0.1 and 0.5 and preferably between 0.15 and 0.3.
  • the diameter of the stripper is dimensioned so that the catalyst flow is between 20 and 250 kg / m 2 / s.
  • the upper part of the reactor located above the compartments allows the separation of the fluidization gas and the catalytic solid particles, the latter being reintroduced into the fluidized compartments.
  • the separation of gaseous effluents and catalyst particles is generally provided by one or more stages of cyclones whose return legs are immersed in the fluidized bed of each compartment, or only in certain compartments.
  • the compartmentalised fluidized bed reactor-stripper according to the invention has a number of radial compartments substantially between 2 and 12, preferably between 3 and 9. This compartmentalization makes it possible to pass from a reactor of an H / D ratio to several compartmentalized reactors of ratio H / Deq.
  • the compartmentalised fluidized bed reactor according to the invention is fluidized either by a gas distributor common to all the compartments, for example a single crown serving each compartment, or by an individual fluidization member at each compartment, it can be commonly a crown or a "sparger".
  • Sparger is any system of distribution of the fluidization gas in the form of a grid provided with branches.
  • These fluidization members, crown or “sparger” are well known to those skilled in the art, and will not be described further.
  • the fluidization of the reactor is provided by a single crown serving each of the compartments and running through the entire reactor.
  • the main application of the reactor-stripper according to the invention is the catalytic cracking process of light paraffinic slices in order to produce large intermediates in the petrochemical industry and in particular ethylene, propylene and BTX, a process called NCC by abbreviation for "Naphtha Catalytic Cracking".
  • NCC by abbreviation for "Naphtha Catalytic Cracking”.
  • FCC Fluidized Catalytic Cracking
  • Another distinguishing feature of the FCC and NCC is the thermal balance of the unit.
  • the thermal balance is naturally balanced, that is to say that the heat generated by the combustion of the coke deposited on the catalyst is sufficient to ensure the various heat consumption stations, vaporization of the charge and endothermicity of the cracking reactions.
  • the formation of coke is much lower because of the low Carbon Conradson charges, it is necessary to introduce a cut in addition to the load to provide the necessary calories. This lower coke formation also explains the possibility of a longer residence time of the solid in the NCC reactor than in that of the FCC riser.
  • the series operation of the reactor insofar as it makes it possible to adjust the charge flow rate in each compartment, can therefore make it possible to change this charge rate as a function of the average content of the charge. coke of the catalyst contained in each compartment, which content increases from one compartment to the next.
  • the compartments of the reactor operate in parallel at a fluidization rate of between 0.5 and 1.5 m / s, preferably between 0.7 and 1.3. m / s, and more preferably between 0.8 and 1 m / s.
  • the compartments operate in series, the passage from one compartment to the next taking place by overflow, and the fluidization speed at the passage from one compartment to the next can decrease by about 15%, preferably by 10%.
  • the stripping function of the catalyst carried out by the central chamber makes it possible to eliminate the hydrocarbons adsorbed on the catalyst and operates in a fluidized bed at a fluidization velocity of between 0.1 and 0.5 m / s, and preferably between 0, 2 and 0.4 m / s.
  • the catalyst flow in the stripper is between 20 and 250 kg / m 2 / s.
  • the present invention describes a compartmentalised fluidized reactor with a diameter greater than 6 meters, up to 25 meters, and a low H / D ratio ( ⁇ 0.5) in order to:
  • the contact between the gas and the solid is therefore essential in the case of the invention, both at the level of the reaction zone itself, and at the level of the stripper whose purpose is to eliminate as much as possible the fraction of gaseous effluents entrained with the catalyst stream as well as that adsorbed on the surface of the catalyst particles.
  • the invention describes a compartmentalised fluidized reactor of large diameter (from 6m to 25m) and low H / D ratio ( ⁇ 0.5).
  • Radial walls define several compartments in the reactor, each compartment representing an angular sector of the reactor.
  • the compartments may or may not be identical in size. The multiplication of these compartments makes it possible to maintain a high degree of mixing of the solid in each compartment.
  • the reactor according to the invention is therefore well suited to carrying out catalytic cracking reactions on light, olefinic and / or paraffinic fillers, in the range of carbon numbers ranging from 5 to 12, in order to produce large scale intermediates.
  • the catalyst In this type of cracking, the catalyst must be regenerated in a unit carrying out the combustion of the adsorbed coke which has formed during the reaction phase, as in any catalytic cracking unit, even if, given the range of the charges concerned, the coke formation potential is low, coke formation is significantly less than in an FCC unit working on a conventional vacuum or atmospheric residue distillate charge.
  • the catalyst before being regenerated, undergoes a stripping step in order to desorb the adsorbed hydrocarbons on the surface of the catalyst.
  • the stripping enclosure is an integral part of the reactor and is in the center in the form of a central cylindrical chamber.
  • This central cylindrical chamber is generally provided with a packing (called “packing” in the English terminology) or any other element that promotes the contact between the gas phase and the dispersed solid phase.
  • reaction compartments are attached (generally by welding, but any other means known to those skilled in the art remains within the scope of the present invention) to the enclosure of the stripper to overcome thermal expansion.
  • the different compartments of the reactor operate in parallel.
  • each reaction compartment feeds each reaction compartment through a pipe, each pipe being provided with a valve for regulating the catalyst flow (as shown in Figures 1, 2 and 3).
  • the residence time of the catalyst is the same in both configurations:
  • the difference between the serial operation mode and the parallel operation mode is that, in the case of the series compartments, the catalyst is increasingly coked advancing from one compartment to another. It is therefore more advantageous to distribute the load flow regressively in the different compartments. Regressive distribution is understood to mean a decrease in the feed rate as a function of the coke content of the catalyst, a content that increases when moving from one compartment to the next.
  • the vaporized charge is injected via a gas distributor at the bottom of the reactor, in order to fluidize the different compartments and convert the charge into contact with the catalyst.
  • the introduction of the catalyst is substantially above the charge injectors of a given compartment so as to avoid any formation of a fixed bed below the level of injection of the charge.
  • each compartment allows overflow to the central stripping enclosure by increasing the level of the bed in each compartment.
  • reaction compartments operate in series, then the overflow to the stripping chamber is from the last compartment of the series.
  • each reaction compartment operates with a triplet temperature / residence time / gas / solid contact time which allows the maintenance of a certain reaction efficiency.
  • the catalyst may be any type of catalyst, preferably containing a high proportion of zeolite Y and / or zeolite ZSM-5. It may even be composed of 100% zeolite ZSM-5.
  • the present example provides the design of a reactor-stripper according to the invention for treating a straight run gasoline load (so-called "straight run") having a distillation range between 30 and "l OO, in order to produce in propylene priority
  • the charge from C5 to C9 is a paraffinic feed having the composition given in Table 1 below:
  • P stands for paraffins
  • IP stands for isoparaffins or branched paraffins
  • O stands for olefins
  • N stands for naphthenes
  • A stands for aromatics.
  • the feedstock does not contain olefins, but in some cases it is quite possible that it contains up to 40%.
  • Table 2 shows the yields of ethylene, propylene and BTX obtained 6 ' ⁇ 0 C for contact times from 1 00 ms, 600 ms, 1600 ms and 4000 ms following an experiment in small pilot.
  • the ethylene and BTX yields continue to increase at least up to 4000ms.
  • the contact time of 1.6 seconds is obtained in a compartmentalised turbulent fluidized bed reactor dimensioned as follows:
  • the feedstock is injected with steam (20% by mass of steam with respect to the feedstock).
  • Reactor diameter D 15 meters
  • Reactor height H 4 meters
  • Diameter of the central stripper 3 meters
  • the ratio H / D (height to diameter) of the reactor is 0.27.
  • Fluidisation speed in the central stripper 20 cm / s (solid flow of 50 kg / m 2 / s)
  • Fluidisation velocity in compartment 2 1, 1 m / s at the top
  • Fluidisation velocity in compartment 4 0.9 m / s at the top.

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Abstract

La présente invention décrit un réacteur a lit fluidisé turbulent ayant un diamètre compris entre 6 et 25 mètres et un ratio H/D compris entre 0,1 et 1, et présentant un compartimentage avec une zone centrale, ce réacteur étant particulièrement bien adapté au craquage catalytique de coupes légères en vue de produire des grands intermédiaires de la pétrochimie et en particulier des oléfines légères.

Description

PROCEDE DE CRAQUAGE CATALYTIQUE DE NAPHTA AVEC COMPARTIMENTAGE DU REACTEUR EN LIT FLUIDISE TURBULENT
CONTEXTE DE L'INVENTION
Le procédé NCC (abréviation de Naphtha Catalytic Cracking) peut se définir comme une évolution du procédé de craquage catalytique (FCC) dont la particularité est de craquer des charges paraffiniques légères de type essence, c'est-à-dire ayant de 5 à 12 atomes de carbone, afin de produire en particulier des oléfines légères et des aromatiques.
Le craquage de ces coupes légères en produits désirés (propylène, éthylène, BTX...) requiert un temps de contact de l'ordre de la seconde, et le catalyseur a besoin d'être régénéré fréquemment. Le réacteur le plus approprié pour répondre à ces critères est un réacteur à lit fluidisé turbulent circulant. Pour atteindre de fortes capacités de production, le diamètre du réacteur industriel pourra atteindre 10m et au-delà, la hauteur restant relativement faible pour satisfaire le critère du temps de contact recherché qui dans le cadre du procédé NCC est de l'ordre de quelques secondes, conduisant à des réacteurs de faible ratio hauteur sur diamètre (H/D), généralement inférieur à 0,5.
L'invention décrit un réacteur adapté à la mise en œuvre du craquage de coupes paraffiniques légères, ledit réacteur étant compartimenté, permettant d'atteindre des diamètres de 10 m et plus, et présentant un ratio H/D faible, c'est-à-dire inférieur à 0,5.
Un tel réacteur permet in fine :
- de limiter les risques de l'extrapolation à grande taille.
- d'assurer un bon mélange entre le gaz et le solide, et ainsi de garantir des bonnes performances du réacteur
- de permettre une flexibilité d'opération sur les différentes zones.
- voire, dans une configuration alternative, avec circulation du catalyseur entre compartiments, d'améliorer les performances du procédé.
La présente invention comprend non seulement le réacteur fluidisé à compartiments, mais aussi l'enceinte centrale de stripage qui est elle-même fluidisée. L'ensemble réacteur/ stripeur forme un tout. DESCRIPTION DES FIGURES
La Figure 1 représente une vue en coupe de la zone réactionnelle (réacteur + stripeur) dans le cas des compartiments en parallèle. On a représenté à titre d'exemple 4 compartiments sans que cela soit limitatif. La Figure 2 représente une vue de dessus de la zone réactionnelle et permet de bien visualiser les différents compartiments.
La Figure 3 est une vue en 3D du réacteur selon l'invention dans la configuration de compartiments fonctionnant en parallèle qui permet de mieux observer le sens d'écoulement des compartiments vers l'enceinte centrale de stripage. La Figure 4 est une vue en 3D de la zone réactionnelle (réacteur + stripeur) dans le cas des compartiments fonctionnant en série. Les hauteurs des cloisons 4a, 4b, 4c et 4d sont décroissantes de manière à permettre un débordement naturel d'un compartiment au suivant. Le transfert vers l'enceinte de stripage centrale se fait à partir du dernier compartiment de la série. La figure 5 représente le diamètre équivalent de chaque compartiment.
Plus précisément, la figure 1 est une vue en coupe du réacteur et du stripeur selon l'invention dans laquelle on reconnaît 2 compartiments a et d, et l'enceinte centrale 5 représentant le stripeur, ainsi que les cyclones 7a et 7d qui permettent la séparation gaz solide avant réintroduction du solide catalytique dans le ou les compartiments concernés. Le réacteur est fluidisé à l'aide d'un distributeur de gaz 2 de type couronne ou «sparger », le gaz étant un mélange de la charge vaporisée et de la vapeur d'eau.
La figure 2 est une vue de dessus du réacteur stripeur selon l'invention qui permet de bien visualiser les parois radiales 4a, 4b, 4c et 4d délimitant les différents compartiments a, b, c et d, ainsi que l'enceinte centrale (5). La couronne de fluidisation est sur cette figure commune aux différents compartiments. Il est également possible d'envisager des distributeurs indépendants, alimentant les différents compartiments.
Chaque compartiment est alimenté en catalyseur régénéré par une conduite qui lui est propre (3a, 3b, 3c et 3d), le débit de catalyseur étant régulé pour chaque compartiment. C'est en cela que cette configuration est appelée « en parallèle ». Le catalyseur de chaque compartiment déborde au niveau du haut (6) de l'enceinte centrale (5), pour être stripé puis dirigé vers le régénérateur (non représenté sur les figures).
La figure 3 représente une vue 3D des figures précédentes 1 et 2.
La figure 4 représente la zone réactionnelle dans une configuration de compartiments « en série ». Elle diffère de la configuration « en parallèle » en deux points principaux :
- une seule alimentation en catalyseur (3) alimente le réacteur au niveau du premier compartiment a.
- Le passage du catalyseur d'un compartiment à un autre se fait par débordement, en utilisant des parois de différentes hauteurs. Le catalyseur entre au niveau du dernier compartiment d dans le stripeur par la fenêtre (6).
Dans les deux configurations (en parallèle et en série), le nombre de compartiments peut varier entre 2 et 12, et préférentiellement entre 3 et 9.
La figure 5 représente le diamètre équivalent Deq de chaque compartiment : la surface d'un compartiment correspond à la surface d'un disque de diamètre Deq. EXAMEN DE L'ART ANTERIEUR
L'art antérieur dans le domaine des lits fluidisés compartimentés est assez riche, même en restant dans le cadre du raffinage et de la pétrochimie. Nous dégageons ci-dessous quelques documents significatifs :
La thèse de P. Pongsivapai intitulée "Résidence Time Distribution of Solids in a Multi- Compartment Fluidized Bed System" (Oregon State University, 1994) qu'on peut traduire par « Distribution du temps de résidence d'un solide dans un réacteur en lit fluidisé à plusieurs compartiments », discute l'utilisation d'un lit fluidisé compartimenté afin d'homogénéiser le temps de séjour du solide. La finalité de cette étude est de se rapprocher de l'écoulement piston en connectant plusieurs lits fluidisés en série, afin d'augmenter la conversion du solide.
La force motrice permettant de faire passer le solide du 1 er au 2eme compartiment est générée par la différence de pression au travers de l'orifice entre les deux compartiments. Le brevet EP0607363 décrit une série de zones rectangulaires en lit fluidisé pour le procédé d'enrobage continu de particules de substrat d'engrais, avec différentes vitesses de gaz suivant les zones.
Un conduit ayant une ouverture supérieure dans une portion du 1 er lit fluidisé, et une ouverture inférieure dans une portion inférieure du 2eme lit fluidisé, permet de faire circuler les particules du 1 er au 2eme lit en jouant sur le gradient de vitesse du gaz.
Le brevet US3236607 décrit un réacteur de réduction de minerai de fer présentant plusieurs étages, afin de contrôler le degré de conversion à chaque étage. L'utilisation de parois transversales dans le réacteur permet de diminuer le rétromélange du solide favorisant ainsi la conversion. Le passage du solide d'un compartiment à un autre se fait par débordement. Cette configuration permet l'utilisation de gaz différents dans les différentes zones.
Le brevet KR100 360 1 10 décrit un réacteur en lit fluidisé permettant d'atteindre une haute efficacité et de réduire le phénomène de rétromélange (couramment appelé "back mixing" dans la terminologie anglo saxonne). Le réacteur décrit dans ce document comporte trois chambres fluidisées séparées par des cloisons verticales et communiquant entre elles par des orifices en position immergée.
La présente invention décrit un réacteur fluidisé à faible ratio hauteur /diamètre (H/D inférieur à 0,5) avec un diamètre D supérieur à 6 mètres, pouvant atteindre 25 mètres, ce réacteur présentant différents compartiments pouvant fonctionner en série ou en parallèle. Le réacteur selon l'invention possède également une enceinte centrale communiquant avec l'un ou les différents compartiments et permettant de stripper le catalyseur, avant d'être envoyé au régénérateur.
Dans l'art antérieur, on n'a pas décelé de réacteurs fluidisés compartimentés dont les compartiments étaient délimités par des cloisons radiales sans orifice, et aucun des réacteurs examinés ne présente un diamètre dans la gamme de 10 à 25 mètres.
DESCRIPTION SOMMAIRE DE L'INVENTION
La présente invention peut se définir comme un réacteur à lit fluidisé compartimenté pour le craquage catalytique de coupes légères en vue de produire des oléfines légères, le dit réacteur ayant un diamètre compris entre 6 et 25 mètres, préférentiellement compris entre 10 et 20 mètres, et un ratio H/D compris entre 0,1 et 1 , et de préférence compris entre 0,2 et 0,6.
Ce réacteur a donc une forme relativement aplatie et présente des compartiments obtenus par des cloisons verticales radiales s'étendant sensiblement sur toute la hauteur H du réacteur.
Ces compartiments ont donc la forme de secteurs radiaux, généralement identiques entre eux, bien que l'on reste dans le cadre de l'invention en ayant des compartiments qui seraient de taille différente.
Le réacteur selon l'invention est muni d'une enceinte cylindrique située sensiblement au centre du réacteur, enceinte qui sera appelée dans la suite enceinte centrale communiquant par débordement avec lesdits compartiments dans le cas « en parallèle », ou avec le dernier compartiment dans le cas « en série ».
Cette enceinte, elle-même fluidisée, a pour fonction d'assurer le stripage du catalyseur, c'est-à-dire de désorber les hydrocarbures adsorbés à la surface du catalyseur avant d'envoyer celui-ci vers la zone de régénération. La zone de régénération ne sera pas décrite dans la présente invention car elle ne présente pas de différence particulière vis-à-vis de la zone de régénération d'une unité de craquage catalytique conventionnelle.
Le rapport du diamètre de l'enceinte centrale au diamètre du réacteur est généralement compris entre 0,1 et 0,5 et préférentiellement compris entre 0,15 et 0,3. Le diamètre du stripeur est dimensionné de telle sorte que le flux de catalyseur soit compris entre 20 et 250 kg/m2/s.
La partie supérieure du réacteur située au-dessus des compartiments permet la séparation du gaz de fluidisation et des particules de solide catalytiques, ces dernières étant réintroduites dans les compartiments fluidisés. La séparation des effluents gazeux et des particules de catalyseur est généralement assurée par un ou plusieurs étages de cyclones dont les jambes de retour plongent dans le lit fluidisé de chaque compartiment, ou seulement dans certains compartiments.
De manière générale, le réacteur-stripeur à lit fluidisé compartimenté selon l'invention possède un nombre de compartiments radiaux sensiblement compris entre 2 et 12, préférentiellement compris entre 3 et 9. Ce compartimentage permet de passer d'un réacteur d'un ratio H/D à plusieurs réacteurs compartimentés de ratio H/Deq.
Dans le cas de n compartiments de même section, Deq est égale à D divisé par la racine carré de n. Dans le cas de 4 compartiments égaux, le ratio hauteur sur diamètre d'un compartiment est donc égale au double de celui du réacteur sans compartimentage.
Selon une variante préférée, le réacteur à lit fluidisé compartimenté selon l'invention est fluidisé soit par un distributeur de gaz commun à l'ensemble des compartiments, par exemple une couronne unique qui dessert chaque compartiment, soit par un organe de fluidisation individuel à chaque compartiment, celui-ci pouvant être communément une couronne ou un « sparger ».
On appelle « sparger » tout système de distribution du gaz de fluidisation se présentant sous la forme d'une grille munie de ramifications. Ces organes de fluidisation, couronne ou « sparger » sont bien connus de l'homme du métier, et ne seront pas décrits davantage.
Dans une variante préférée, la fluidisation du réacteur est assurée par une couronne unique desservant chacun des compartiments et parcourant l'ensemble du réacteur.
L'application principale du réacteur-stripeur selon l'invention est le procédé de craquage catalytique de coupes paraffiniques légères en vue de produire des grands intermédiaires de la pétrochimie et en particulier de l'éthylène, du propylène et des BTX, procédé appelé NCC par abréviation de « Naphtha Catalytic Cracking ». Ce procédé se différencie du craquage catalytique de coupes lourdes, de type VGO ou distillats sous vide, communément appelé FCC (« Fluidized Catalytic Cracking ») par la nécessité d'un temps de contact plus élevé entre le catalyseur et la charge. On passe de quelques fractions de secondes pour le FCC à quelques secondes pour le NCC.
Une autre caractéristique différentiant le FCC et le NCC est le bilan thermique de l'unité. Dans le FCC, et pour la majeure partie des coupes traitées, le bilan thermique est naturellement équilibré c'est-à-dire que la chaleur générée par la combustion du coke déposé sur le catalyseur suffit à assurer les différents postes de consommation de chaleur, la vaporisation de la charge et l'endothermicité des réactions de craquage. Dans le NCC la formation de coke étant nettement moindre du fait du faible Carbon Conradson des charges, il est nécessaire d'introduire une coupe en supplément de la charge pour apporter les calories nécessaires. Cette plus faible formation de coke explique également la possibilité d'un temps de séjour du solide plus important dans le réacteur NCC que dans celui du riser FCC. Cet aspect ne sera pas développé davantage, mais le fonctionnement en série du réacteur, dans la mesure où il permet d'ajuster dans chaque compartiment le débit de charge, peut donc permettre de faire évoluer ce débit de charge en fonction de la teneur moyenne en coke du catalyseur contenu dans chaque compartiment, teneur qui va en augmentant d'un compartiment au suivant. Dans une variante de l'application du réacteur selon l'invention au NCC, les compartiments du réacteur fonctionnent en parallèle à une vitesse de fluidisation compris entre 0,5 et 1 ,5 m /s, préférentiellement entre 0,7 et 1 ,3 m/s, et de manière encore préférée entre 0,8 et 1 m/s.
Dans une autre variante de l'application du réacteur selon l'invention au NCC, les compartiments fonctionnent en série, le passage d'un compartiment au suivant ayant lieu par débordement, et la vitesse de fluidisation au passage d'un compartiment au suivant pouvant diminuer d'environ 15%, préférentiellement de 10%.
La fonction de stripage du catalyseur réalisée par l'enceinte centrale permet d'éliminer les hydrocarbures adsorbés sur le catalyseur et fonctionne en lit fluidisé à une vitesse de fluidisation comprise entre 0,1 et 0,5 m/s, et préférentiellement entre 0,2 et 0,4 m/s. Le flux de catalyseur dans le stripeur est compris entre 20 et 250 kg/m2/s.
DESCRIPTION DETAILLEE DE L'INVENTION
La présente invention décrit un réacteur fluidisé compartimenté, de diamètre supérieur à 6 mètres, pouvant aller jusqu'à 25 mètres, et de faible ratio H/D (< 0,5) afin :
- de limiter les risques de l'extrapolation à grande taille
- d'assurer un bon mélange entre le gaz et le solide,
- de permettre une flexibilité d'opération sur les différentes zones (vitesse de gaz, ratio charge sur vapeur noté H/C),
- voire, dans une configuration alternative, avec circulation du catalyseur entre compartiments, d'améliorer les performances du procédé. De manière générale, il est connu de l'art antérieur que dans un réacteur à lit fluidisé, le gaz de fluidisation injecté en fond de lit entraine le solide principalement au centre du réacteur dans un courant ascendant, celui-ci redescendant en paroi en créant ainsi une cellule de recirculation de solide. Dans le cas des diamètres importants, et pour des ratios H/D faibles, plusieurs cellules de recirculation solide se forment en parallèle (ce phénomène est décrit en particulier dans l'ouvrage de référence : « Handbook of fluidization and fluid-particle Systems », 2003).
Pour une même vitesse superficielle de gaz, en augmentant le diamètre du réacteur, et par conséquent le nombre de cellules de recirculation, l'amplitude du mélange du solide décroit sensiblement, ce qui pourrait être préjudiciable aux performances du réacteur.
A notre connaissance, les réacteurs industriels en lit fluidisé, dédiés aux régénérateurs de FCC par exemple, atteignent au maximum 15 m de diamètre. De plus, dans le cas de la régénération du catalyseur coké de FCC, il s'agit d'injecter de l'air - qui est injecté en excès- pour brûler le coke. Dans la présente invention, il s'agit de convertir au maximum une charge hydrocarbonée gazeuse.
Le contact entre le gaz et le solide est donc primordial dans le cas de l'invention, aussi bien au niveau de la zone réactionnelle elle-même, qu'au niveau du stripeur dont la finalité est d'éliminer au maximum la fraction d'effluents gazeux entraînée avec le flux de catalyseur ainsi que celle adsorbée à la surface des particules de catalyseur.
L'invention décrit un réacteur fluidisé compartimenté de grand diamètre (de 6m à 25m) et de faible ratio H/D (< 0,5).
Des parois radiales définissent plusieurs compartiments dans le réacteur, chaque compartiment représentant un secteur angulaire du réacteur. Les compartiments peuvent ou non être identiques en taille. La multiplication de ces compartiments permet de maintenir un haut degré de mélange du solide dans chaque compartiment.
Le réacteur selon l'invention est donc bien adapté à réaliser des réactions de craquage catalytique sur des charges légères, oléfiniques et/ou paraffiniques, dans la gamme des nombres de carbone allant de 5 à 12, en vue de produire des grands intermédiaires de la pétrochimie, et en particulier des oléfines légères, principalement du propylène et de l'éthylène (mais aussi de l'hydrogène, des butènes et une coupe essence contenant en grande proportion des hydrocarbures oléfiniques et aromatiques).
Dans ce type de craquage, le catalyseur doit être régénéré dans une unité réalisant la combustion du coke adsorbé qui s'est formé pendant la phase réactionnelle, comme dans toute unité de craquage catalytique, même si, étant donné la gamme des charges concernées dont le potentiel de formation de coke est faible, la formation de coke est nettement moindre que dans une unité FCC travaillant sur une charge conventionnelle de type distillât sous vide ou résidu atmosphérique. Le catalyseur, avant d'être régénéré, subit une étape de stripage afin de désorber les hydrocarbures adsorbés à la surface du catalyseur.
Selon la présente invention, l'enceinte de stripage fait partie intégrante du réacteur et se situe au centre sous la forme d'une chambre cylindrique centrale.
Cette chambre cylindrique centrale est généralement munie d'un garnissage (appelé « packing » dans la terminologie anglo saxonne) ou de tout autre élément qui favorise le contactage entre la phase gaz et la phase solide dispersé.
Les parois radiales des compartiments réactionnelles sont rattachées (en général par soudure, mais tout autre moyen connu de l'homme du métier reste dans le cadre de la présente invention) à l'enceinte du stripeur pour s'affranchir des dilations thermiques. Selon une première variante de la présente invention, les différents compartiments du réacteur fonctionnent en parallèle.
Dans la configuration des compartiments en parallèle, le catalyseur frais provenant du régénérateur alimente chaque compartiment réactionnel par une conduite, chaque conduite étant munie d'une vanne permettant de réguler le débit de catalyseur (comme représenté sur les figures 1 , 2 et 3).
Dans le cas des compartiments fonctionnant en série (tel que représenté sur la figure 4), un seul compartiment est alimenté en catalyseur régénéré, les autres l'étant pas débordement du compartiment précédent vers le suivant. Dans les deux cas, série ou parallèle, après stripage, le catalyseur est orienté vers le régénérateur.
Le temps de séjour du catalyseur est le même dans les deux configurations :
- dans le cas des compartiments en parallèle, il est égal au volume du réacteur Vr divisé par le nombre de compartiments, divisé par le débit de circulation du catalyseur Cv, divisé par le nombre de compartiments, soit Vr/Cv. Le nombre de compartiments n'apparait plus dans l'expression du temps de séjour.
- dans le cas des compartiments en série, il est égale au volume du réacteur Vr divisé par le nombre de compartiments, divisé par le débit de circulation du catalyseur, multiplié par le nombre de compartiments, soit Vr/Cv. Le nombre de compartiments n'apparait donc plus.
La différence entre le mode fonctionnement série et le mode de fonctionnement parallèle réside dans le fait que, dans le cas des compartiments en série, le catalyseur est de plus en plus coké en avançant d'un compartiment à un autre. Il est donc plus avantageux de répartir le débit de charge de façon régressive dans les différents compartiments. On entend par répartition régressive une diminution du débit de charge en fonction de la teneur en coke du catalyseur, teneur qui croit lorsque qu'on avance d'un compartiment au suivant.
La charge vaporisée, avec en général de la vapeur d'eau, est injectée via un distributeur de gaz en fond de réacteur, afin de fluidiser les différents compartiments et convertir la charge au contact du catalyseur.
En général, l'introduction du catalyseur se situe sensiblement au-dessus des injecteurs de charge d'un compartiment donné de manière à éviter toute formation d'un lit fixe sous le niveau d'injection de la charge.
Si les compartiments réactionnels fonctionnent en parallèle, chaque compartiment permet le débordement vers l'enceinte de stripage centrale par augmentation du niveau du lit dans chaque compartiment.
Si les compartiments réactionnels fonctionnent en série, alors le débordement vers l'enceinte de stripage s'effectue à partir du dernier compartiment de la série.
Dans le cas de compartiments fonctionnant en série, il est possible de différencier la vitesse de fluidisation de chacun d'eux, de manière à faire varier le temps de contact. Cette possibilité est très intéressante pour compenser la baisse de température du catalyseur d'un compartiment au suivant en raison des réactions de craquage globalement endothermiques, par une augmentation du temps de séjour.
Ainsi chaque compartiment réactionnel fonctionne avec un triplet température/ temps de séjour / temps de contact gaz/solide qui permet le maintien d'une certaine efficacité de réaction.
Le catalyseur peut être tout type de catalyseur, de préférence contenant une forte proportion de zéolite Y et/ou de zéolite ZSM-5. Il pourra même être composé à 1 00 % de zéolite ZSM-5. EXEMPLE SELON L'INVENTION
Le présent exemple fournit le dimensionnement d'un réacteur-stripeur selon l'invention permettant de traiter une charge essence de distillation directe (dite « straight run ») ayant un intervalle de distillation compris entre 30 et "l OO , en vue de produire en priorité du propylène. La charge allant de C5 à C9 est une charge paraffinique ayant la composition donnée dans le tableau 1 ci-dessous :
Tableau 1 : composition de la charge
P signifie paraffines, IP signifie isoparaffines ou paraffines branchées, O signifie oléfines, N signifie naphtènes et A signifie aromatiques. Dans l'exemple du tableau 1 la charge ne contient pas d'oléfines, mais dans certains cas, il est tout à fait possible qu'elle en contienne, jusqu'à une teneur de 40%.
Le tableau 2 ci-dessous donne les rendements en éthylène, propylène et BTX obtenus à 6'\ 0 C, pour des temps de contact de 1 00 ms, 600 m s, 1600 ms et 4000 ms à la suite d'une expérimentation en petit pilote.
Tableau 2 : évolution des rendements en fonction du temps de contact
On constate au vu du tableau 2, l'existence d'un temps de contact optimal pour la production de propylène autour de la valeur de 1600ms, puisqu'après avoir augmenté ce temps de contact entre 100 ms et 1600 ms, le rendement en propylène diminue nettement pour un temps de contact de 4000ms.
Les rendements en éthylène et BTX continuent d'augmenter au moins jusqu'à 4000ms.
Pour favoriser les rendements en produits désirés, un temps de contact de quelques secondes est donc nécessaire. Dans l'optique de maximiser la sélectivité en propylène, le temps de contact optimal choisi dans cet exemple est de 1 ,6 secondes. Les autres conditions opératoires sont les suivantes :
Débit de charge : 63000 barils/jour
Temps de contact : 1 ,6 secondes
Température 610Ό
Pression totale 1 ,2 bars Pression partielle en HC : 0,6 bars
Le temps de contact de 1 ,6 secondes est obtenu dans un réacteur en lit fluidisé turbulent compartimenté dimensionné de la manière suivante :
La charge est injectée avec de la vapeur d'eau (20% massique de vapeur par rapport à la charge) . Diamètre du réacteur D: 15 mètres Hauteur du réacteur H: 4 mètres Diamètre du stripeur central : 3 mètres
Le ratio H/D (hauteur sur diamètre) du réacteur est de 0,27.
Nombre de compartiments travaillant en parallèle : 4 (H/Deq de chaque compartiment est ainsi égale à 0,53) Vitesse de fluidisation dans chaque compartiment : 50 cm/s en fond, soit 1 ,2 m/s en tête (en tenant compte de l'expansion molaire liée à la production de molécules plus légères que celles de la charge)
Vitesse de fluidisation dans le stripeur central : 20 cm/s (flux solide de 50 kg/m2/s)
Dans le cas d'un fonctionnement en série, les dimensions du réacteur sont les mêmes que présentées ci-dessus. Par contre, les vitesses de fluidisation dans les différents compartiments sont différentes.
On pratique une diminution du débit de charge d'un compartiment au suivant, d'après l'étagement ci-dessous. Ceci pour tenir compte de l'augmentation de la teneur en coke au cours de l'avancement de la réaction de craquage. Vitesse de fluidisation dans le compartiment 1 : 1 ,2 m/s en tête
Vitesse de fluidisation dans le compartiment 2 : 1 ,1 m/s en tête
Vitesse de fluidisation dans le compartiment 3 : 1 ,0 m/s en tête
Vitesse de fluidisation dans le compartiment 4 : 0,9 m/s en tête.

Claims

REVENDICATIONS
1 ) Réacteur à lit fluidisé compartimenté pour le craquage catalytique de coupes légères en vue de produire des grands intermédiaires de la pétrochimie et en particulier des oléfines légères, le dit réacteur ayant un diamètre compris entre 6 et 25 mètres, préférentiellement compris entre 10 et 20 mètres, et un ratio H/D compris entre 0,1 et 1 , et de préférence compris entre 0,2 et 0,6 et présentant des compartiments obtenus par des cloisons verticales radiales s'étendant sensiblement sur toute la hauteur H du réacteur, et étant muni d'une enceinte cylindrique centrale communiquant par débordement avec un ou lesdits compartiments, le rapport du diamètre de l'enceinte centrale au diamètre du réacteur étant compris entre 0,1 et 0,5 et préférentiellement compris entre 0,15 et 0,3, la partie supérieure du réacteur située au-dessus des compartiments permettant la séparation du gaz de fluidisation et des particules de solide catalytiques, et les compartiments dudit réacteur étant fluidisés à une vitesse de fluidisation comprise entre 0,5 et 1 ,5 m/s, préférentiellement entre 0,7 et 1 ,3 m/s, et de manière encore préférée comprise entre 0,8 et 1 m/s.
2) Réacteur à lit fluidisé compartimenté selon la revendication 1 , dans lequel le nombre de compartiments radiaux sensiblement identiques est compris entre 2 et 12, préférentiellement compris entre 3 et 9, de telle sorte que le ratio hauteur sur diamètre équivalent (H/Deq) de chaque compartiment soit supérieur à 0,5. 3) Réacteur à lit fluidisé compartimenté selon la revendication 1 , dans lequel l'ensemble des compartiments est fluidisé au moyen d'une couronne unique parcourant l'ensemble du réacteur.
4) Procédé de craquage catalytique de coupes paraffiniques légères utilisant le réacteur selon l'une des revendications de 1 à 3, dans lequel les compartiments du réacteur fonctionnent en parallèle.
5) Procédé de craquage catalytique de coupes paraffiniques légères utilisant le réacteur selon l'une des revendications de 1 à 3, dans lequel les compartiments fonctionnent en série, le passage d'un compartiment au suivant ayant lieu par débordement. Procédé de craquage catalytique de coupes paraffiniques légères utilisant le réacteur selon l'une des revendications de 1 à 3, dans lequel l'enceinte centrale est utilisée comme stripeur pour éliminer les hydrocarbures adsorbés sur le catalyseur et fonctionne en lit fluidisé à une vitesse de fluidisation comprise entre 0,1 et 0,5 m/s, et préférentiellement entre 0,2 et 0,4 m/s.
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