EP4601779A1 - Chambre de mélange pour réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant - Google Patents

Chambre de mélange pour réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant

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EP4601779A1
EP4601779A1 EP23783432.0A EP23783432A EP4601779A1 EP 4601779 A1 EP4601779 A1 EP 4601779A1 EP 23783432 A EP23783432 A EP 23783432A EP 4601779 A1 EP4601779 A1 EP 4601779A1
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EP
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mixing chamber
internal
internals
solid
catalyst particles
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Pending
Application number
EP23783432.0A
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German (de)
English (en)
Inventor
Sina TEBIANIAN
Jan Verstraete
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Original Assignee
IFP Energies Nouvelles IFPEN
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Filing date
Publication date
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Definitions

  • the invention relates to the field of refining and petrochemicals and to processes and units for the chemical transformation of petroleum products, in particular hydrocarbon cuts, by Fluidized Bed Catalytic Cracking (“Fluid Catalytic Cracking” or FCC according to Anglo-Saxon terminology) for the production of light olefins (i.e., olefins comprising between 2 and 4 carbon atoms), and more particularly ethylene and propylene, and also aromatics (e.g. BTX), and more particularly paraxylene.
  • Fluidized Bed Catalytic Cracking or FCC according to Anglo-Saxon terminology
  • light olefins i.e., olefins comprising between 2 and 4 carbon atoms
  • ethylene and propylene ethylene and propylene
  • aromatics e.g. BTX
  • Ethylene, Propylene, Butene, Butadiene and aromatics such as Benzene, Toluene and Xylene (BTX) represent the basic products for the petrochemical industry. These products are generally obtained by catalytic reforming and/or thermal cracking (steam cracking) of hydrocarbons such as naphtha, kerosene or gas oil. These compounds are also obtained by fluidized bed catalytic cracking (FCC) of hydrocarbons, such as a Vacuum Distillate (DSV, or “vacuum gas oil” or VGO according to Anglo-Saxon terminology) and/or a residue ( under vacuum or atmospheric) distillation of hydrocarbons and/or naphtha, gas oils, complete crudes.
  • FCC fluidized bed catalytic cracking
  • the high severity catalytic cracking (HS-FCC) process aims to increase yields of propylene and ethylene through high temperature reaction conditions, very short contact times (e.g. ⁇ 1 s), high flow rate ratios mass C of catalyst and mass flow rate O of charge (C/O).
  • the HS-FCC process uses a downflow reactor, where the catalyst and feed are set in motion under gravity with a flow which approaches that of a piston type flow.
  • the downward gas-solid flow in a reactor avoids back-mixing and overcracking of products while the use of high C/O ratios ensures the predominance of catalytic reactions.
  • the high temperature favors the formation of reaction intermediates such as light olefins while a controlled and short contact time avoids secondary reactions which are responsible for the consumption of such intermediates.
  • the initial mixture between catalyst and feed conditions the vaporization of the hydrocarbons and the gas-solid contact throughout the downflow reactor.
  • the initial mixing is generally carried out in a fraction of a second with, for a typical HS-FCC, a flow rate of around 400 to 700 t/h of feed and 7000 to 21000 t/h of catalyst which requires efficient technology to have a mixing chamber that approximates a perfectly agitated zone.
  • Patent FR 2 753 453 B1 describes a downward flow cracking reactor comprising a contact zone between the hydrocarbons and the catalyst, and consisting of: a mixing chamber of maximum section S2, placed in communication with means supply of regenerated catalyst through an upper orifice defining a catalyst passage section S1; and a reaction zone of maximum section S4, placed in communication with the mixing chamber by an intermediate orifice of section S3, reactor in which the ratios S2/S1 and S2/S3 are between 1.5 and 8.
  • the patent FR 2 753 453 B1 also describes a bulk part arranged at the lower end of the catalyst conduit supplying the mixing chamber, the bulk part defining an upper annular orifice of the mixing chamber.
  • obstacles 9 are arranged in the mixing chamber 2 upstream of the at least one first injector 5 of hydrocarbon feedstock 6 and/or the at least one second injector 7 of diluent 8.
  • the central bulk part 12 comprises a lower part of section S3 and an upper part 14 of section S4, S3 being greater than S4.
  • the central bulk part 12 comprises, from top to bottom, a first cylindrical section, for example section S4, a frustoconical section, for example section S4 to S3, and a second cylindrical section, for example section S3, S3 being greater than S4.
  • the central bulk part 12 extends from the pipe 1 to the mixing chamber 2.
  • the central bulk part 12 extends from the pipe 1, crossing the mixing chamber mixture 2 and ends in the downflow reactor 3.
  • the part of the central bulky part 12 which is located in the mixing chamber 2 has a height H1 of between 10% and 100% of the height H2 of the mixing chamber 2.
  • the lower end 15 of the central bulk piece 12 is below the axial position of the lowest injectors (5, 7) and/or the upper end 16 of the central bulk piece 12 is above the axial position of the highest injectors (5, 7).
  • the applicant has identified that the use of a central bulky part 12 of specific shape, through the addition of one or more internals 11, makes it possible to redirect the catalyst away from the walls of the bulky part central 12 and subsequently promotes contact between the two phases.
  • the at least one internal (11) is arranged on the central bulk part (12), and preferably around the central bulk part (12), and is arranged at a height (along the central/vertical axis Z) below the at least one first injector (5).
  • the at least one internal 11 is adapted to homogenize the concentration of catalyst particles in the annular zone 13 of the mixing chamber 2.
  • the internal(s) 11 make it possible to distribute towards the internal wall of the mixing chamber. 2 catalyst particles which can accumulate close to the wall of the central bulky part 12.
  • the internals 11 make it possible to distribute the catalyst particles substantially outwards (e.g. opposite the axis central/vertical Z), zone more concentrated in hydrocarbons.
  • the internal 11 is of annular shape and is positioned continuously (eg in the shape of a collar) around the central bulk piece 12, ie, axisymmetrically relative to the central bulk piece 12.
  • the continuously positioned internal 11 has a section (in a vertical section along the central/vertical axis Z) in the shape of a triangle, square, rectangle, diamond, parallelogram, trapezoid, polygon, semicircle, sector, circular segment, elliptical segment, or parabolic segment, among others.
  • the section of the continuous internal 11 is in the shape of a triangle, comprising for example a substantially horizontal lower side (right triangle), as shown in Figure 4.
  • the internals 11 positioned discontinuously on the central bulk part are in the shape of a cube, tetrahedron, parallelepiped, prism (e.g. prism with triangular, square, rectangular, hexagonal, circular base or elliptical), or pyramid (e.g. pyramid with a triangular, square, rectangular, hexagonal, circular or elliptical base), or frustoconical, and, by forming separate elements around the central bulk piece 12.
  • prism e.g. prism with triangular, square, rectangular, hexagonal, circular base or elliptical
  • pyramid e.g. pyramid with a triangular, square, rectangular, hexagonal, circular or elliptical base
  • frustoconical frustoconical
  • the continuously positioned internal 11 has a section (in a horizontal section perpendicular to the central/vertical axis Z) in the form of a ring around the part central space requirement 12.
  • the internal(s) 11 are arranged to avoid the accumulation of catalyst particles on the internals 11.
  • the internals 11 comprise a lower part (lower end surface ) wider than the top (upper end surface).
  • the internal(s) 11 comprise an upper surface which is oblique and descends laterally (towards the outside), ie, along the wall of the room central space requirement 12.
  • the oblique upper surface of the internal(s) 11 is straight, convex and/or concave.
  • the oblique upper surface of the internal(s) 11 forms an angle p of between 10° and 80°, preferably between 30° and 70°, such as substantially 60° relative to the horizontal, such as as shown in Figure 4.
  • the continuous internals 11 of annular shape or the rows of discontinuous internals 11 have a height H3 of between 0.02*1-11 and 0.5*1-11, preferably between 0.05 *1-11 and 0.3*1-11, most preferably between 0.1*1-11 and 0.2*1-11.
  • the device according to the invention comprises at least one row of internals 11, relative to the central/vertical axis Z, arranged at a predetermined height on the part central space requirement 12.
  • the internals of the row of internals 11, thus arranged in a “rosary”, are positioned substantially equidistant from each other.
  • a row of internals 11 comprises (all) the internals 11 of a (horizontal) plane perpendicular to the central/vertical axis Z.
  • the central bulk part 12 comprises between 1 and 6 rows of internals 11, such as 2 rows of internals 11 preferably arranged below the (e.g. first) injectors.
  • the radial position of the internals 11 of a row of internals 11 is in a separation space between the radial position of two adjacent internals 11 of an adjacent row of internals 11, i.e., each row of internals 11 presents a rotation (along the central/vertical axis Z) relative to an adjacent row of internals 11.
  • the radial position of the internals 11 of a row of internals 11 presents a rotation of an angle between 10° and 35°, preferably between 15° and 30°, relative to the radial position of the internals 11 of an adjacent row of internals 11, and preferably at an angle of 1807N, with N the number of internals in a row of internals 11.
  • the rows internal 11 are arranged in relation to each other to together cover the entire perimeter of the central bulky part 12, in a view along the central/vertical axis Z.
  • the internals 11 of annular shape or the rows of discontinuous internals 11 are positioned on axial positions with a distance (the pitch) P from each other between 0 and 75%, and preferably between 1 and 10%, of the height H2 of the mixing chamber 2.
  • the distance (the pitch) P separating the axial position of two adjacent internals 11 or the rows of adjacent internals 11 is between 0*H2 and 0.75*H2, preferably between 0.01*H2 and 0.25*H2, very preferably between 0.01*H2 and 0.1*H2.
  • the catalyst is an FCC type catalyst, containing for example what is commonly called a matrix made of clay, silica or silica alumina, optionally binder, and/or zeolite, for example example from 15% to 70% weight of zeolite relative to the weight of the catalyst, preferably a Y zeolite and/or a ZSM-5 zeolite.
  • the catalyst comprises a ZSM-5 zeolite.
  • the grain density of the catalyst is between 1000 kg/m 3 and 2000 kg/m 3 .
  • the grain density of the catalyst is between 1250 kg/m 3 and 1750 kg/m 3 .
  • the catalyst comprises at least one binder (e.g. from 30% to 85% by weight) chosen from alumina, silica, silica-alumina, magnesia, titanium oxide, zirconia , clays and boron oxide, alone or in a mixture and preferably among silica, silica-alumina and clays, alone or in a mixture.
  • binder e.g. from 30% to 85% by weight
  • the catalyst comprises at least one doping element (e.g. from 0 to 10% by weight) chosen from phosphorus, magnesium, sodium, potassium, calcium, iron, boron, manganese , lanthanum, cerium, titanium, tungsten, molybdenum, copper, zirconium and gallium, alone or in mixture.
  • doping element e.g. from 0 to 10% by weight
  • the catalyst comprises and/or consists of zeolite, such as ZSM-5, optionally doped.
  • the hydrocarbon feedstock 6 is a light feedstock, characterized by an end-of-boiling temperature lower than 450°C, often lower than 400°C, such as a gasoline cut or a diesel cut, for example from an atmospheric distillation unit, or from a conversion unit, such as a gasoline or a gas oil from a hydrocracking unit, or a gasoline or a gas oil from a coking unit or a gasoline or diesel from a bubbling bed or entrained bed hydroconversion unit (such as the H-Oil, LC-Fining, EST, VCC or Uniflex processes), or gasoline or diesel from a FCC, or a recycle of the FCC unit in question, alone or in mixture.
  • a gasoline cut or a diesel cut for example from an atmospheric distillation unit, or from a conversion unit, such as a gasoline or a gas oil from a hydrocracking unit, or a gasoline or a gas oil from a coking unit or a gasoline or diesel from a bubbling bed or entrained bed hydrocon
  • the pulverized hydrocarbon feed 6 vaporizes and endothermic cracking reactions occur along the descending flow reactor 3, thus reducing the temperature and producing: recoverable products (eg C1 gas -C4 comprising olefins; a gasoline cut comprising aromatics); optionally a light diesel cut (“Light Cycle Oil” or LCO according to Anglo-Saxon terminology); optionally a heavy diesel cut (“Heavy Cycle Oil” or HCO according to Anglo-Saxon terminology); optionally an oil in the form of a slurry (“slurry” according to Anglo-Saxon terminology); and optionally a solid residue (coke) adsorbed on the catalyst.
  • recoverable products eg C1 gas -C4 comprising olefins; a gasoline cut comprising aromatics
  • a light diesel cut (“Light Cycle Oil” or LCO according to Anglo-Saxon terminology)
  • a heavy diesel cut (“Heavy Cycle Oil” or HCO according to Anglo-Saxon terminology”
  • an oil in the form of a slurry (“slurry
  • the process according to the present invention comprises a catalytic cracking step for the production of light olefins (and in particular ethylene and propylene), aromatics (and in particular benzene, toluene and xylenes), and gasoline (and optionally of LCO, HCO and slurry), by catalytic cracking of the hydrocarbon feed 6 (fed by the first injector 5) by contact with the descending flow 4 of hot catalyst particles (fed by line 1), and optionally the diluent 8 (supplied by the second injector 7) in the mixing chamber 2 then in the downflow reactor 3.
  • catalytic cracking step for the production of light olefins (and in particular ethylene and propylene), aromatics (and in particular benzene, toluene and xylenes), and gasoline (and optionally of LCO, HCO and slurry), by catalytic cracking of the hydrocarbon feed 6 (fed by the first injector 5) by contact with the descending flow 4 of hot catalyst particles (fed
  • the downward flow 4 of the catalyst particles in line 1 upstream of the mixing chamber 2 is in a dense fluidized regime and preferably with a mass flow greater than 200 kg/m 2 s, for for example preferably allowing a regime with descending bubbles.
  • the term “dense fluidized bed” means a gas-solid fluidized bed operating in a homogeneous regime, in a bubbling regime or in a turbulent regime.
  • the term “homogeneous fluidized bed” means a gas-solid fluidized bed whose gas speed is between the minimum fluidization speed and the minimum bubbling speed. These speeds depend on the properties of the solid catalyst (density, size, shape of the grains, etc.). The solid volume fraction is between a value close to 0.45 and the maximum solid volume fraction corresponding to a fixed, non-fluidized bed, generally close to 0.6.
  • the term “bubbling fluidized bed” means a gas-solid fluidized bed whose gas speed is between the minimum bubbling speed and the transition speed to the turbulent regime. These speeds depend on the properties of the solid catalyst (density, size, shape of the grains, etc.). The volume fraction of solid is between a value close to 0.35 and a value close to 0.45.
  • turbulent fluidized bed means a gas-solid fluidized bed whose gas speed is between the transition speed to the turbulent regime and the transport speed.
  • the volume fraction of solid is between a value close to 0.25 and a value close to 0.35.
  • the term “transported fluidized bed” means a gas-solid fluidized bed whose gas velocity is greater than the transport velocity.
  • the volume fraction of solid is less than a value close to 0.25.
  • transport speed corresponds to the speed with which essentially all the solid is carried by the gas.
  • the injectors 5 are adapted to atomize the hydrocarbon feed 6 (liquid) and penetrate the catalyst flow.
  • the operating conditions of the pipe 1 and/or the downflow reactor 3 are chosen from the following conditions: temperature (reactor outlet) between 520°C and 750°C and preferably below 650°C; absolute total pressure between 0.1 MPa and 0.5 MPa; mass ratio of catalyst 4 to hydrocarbon feedstock 6 C/O between 5 (kg/h)/(kg/h) and 35 (kg/h)/(kg/h) and preferably between 15 (kg/h) /(kg/h) and 30 (kg/h)/(kg/h); contact time t c between the hydrocarbon feed 6 and the catalyst less than 10 seconds, preferably between 0.5 seconds and 4 seconds; mass flow of catalyst particles of between 50 and 850 kg/(m 2 s), preferably between 400 and 750 kg/(m 2 s); and gas surface velocity of between 2 m/s and 26 m/s, preferably between 6 m/s and 16 m/s.
  • the contact time t c is defined as the product of the solid volume fraction £ s by the bed height H s (eg reactor height L), divided by the superficial gas velocity vsg, this integrating all along the height of the bed, as defined below in the mathematical formula Math 1.
  • a quantity of diluent 8 (e.g. nitrogen and/or water vapor) is added to the charge to reduce the partial pressure of hydrocarbons of the charge and the diluent is introduced at a rate of one quantity representing 0% or 0.1% to 40% by weight, preferably 1% to 35% by weight and preferably between 1% and 30% by weight relative to the mass of the hydrocarbon filler 6.
  • diluent 8 e.g. nitrogen and/or water vapor
  • the gaseous products and the catalyst, and optionally the unconverted vaporized feed are separated in the gas/solid separator (not shown) containing a dense fluidized bed where cracking reactions can continue.
  • the coked catalyst is sent to an optional stripper (not shown) to strip the hydrocarbons remaining adsorbed on the surface of the catalyst by means of a second diluent.
  • the operating conditions of the stripper are chosen from the following conditions: residence time of the catalyst in the stripper: between 10 seconds and 180 seconds, preferably between 30 seconds and 120 seconds; superficial gas velocity between the minimum fluidization speed and the transition speed to the turbulent regime, for example between 0.01 m/s and 0.5 m/s, preferably between 0.15 m/s and 0.4 m/ s ; solid flow between 25 kg/m 2 s and 200 kg/m 2 s, preferably between 50 kg/m 2 s and 150 kg/m 2 s and preferably between 50 kg/m 2 s and 100 kg/m 2 s ; temperature between 500°C and 750°C, preferably between 550°C and 650°C; absolute total pressure between 0.1 MPa and 0.5 MPa and preferably between 0.1 MPa and 0.4 MPa and preferably between 0.1 MPa and 0.3 MPa; solid volume fraction between 0.25 and 0.6, preferably between 0.4 and 0.6.
  • the coked solid is transported into a regenerator (not shown) in which an air supply burns the coke from the catalyst to produce a hot regenerated catalyst and combustion gases , the hot regenerated catalyst being able to supply the descending flow 4 with hot catalyst particles.
  • the operating conditions of the regenerator are chosen from the following conditions: superficial gas speed between 0.1 m/s and 2 m/s, preferably 0.2 m/s and 1.5 m/s s ; residence time of the catalyst between 30 seconds and 20 minutes, preferably between 1 minute and 10 minutes. temperature between 500°C and 840°C, preferably between 650°C and 750°C.
  • the device according to the invention has an internal 11 of annular shape positioned continuously (e.g. in the form of a flange of triangular section with a horizontal base) around the central bulky part 12.
  • the configurations of the device according to the invention A and of the reference device B were simulated in CFD with the Barracuda ⁇ tool under the following operating conditions: the catalyst flow of 729 kg/m 2 s; the catalyst has a diameter dso of 73 pm and a grain density of 1418 kg/m 3 (ie, group A of the Geldart classification); the air flow rate of 1.85 kg/s has a ratio between the first injectors 5 to the second injectors 7 of 70/30; the first injectors 5 are positioned 0.3 m above the upper end of the downflow reactor 3; the angle of rotation between the first injectors 5 and the second injectors 7 is 45°; the gas speed leaving the injectors is 90 m/s for the first injectors 5 and 76 m/s for the second injectors 7; the flow is under ambient conditions without reaction; a bulky part 12 is positioned in the center of the mixing chamber 2.
  • Figure 5 presents the Mass Fraction of Particles, denoted FMP, for the two configurations A and B of the device according to the invention A and of the reference device B, respectively.
  • FMP Mass Fraction of Particles

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Abstract

Dispositif et procédé pour le craquage catalytique en lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant comprenant/utilisant : une conduite (1) adaptée pour transporter un flux descendant (4) de particules de catalyseur; une chambre de mélange (2) connectée à et alimentée par la conduite en particules de catalyseur et comprenant une paroi interne, au moins un premier injecteur (5) de charge hydrocarbonée (6) et une pièce d'encombrement centrale (12) définissant une zone annulaire (13) par laquelle les particules de catalyseur traversent la chambre de mélange; et un réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant (3) alimenté par la chambre de mélange en un mélange comprenant des particules de catalyseur et de la charge hydrocarbonée, dans lesquels la pièce d'encombrement centrale comprend au moins un interne (11) disposé sous l'au moins un premier injecteur et étant adapté pour distribuer le mélange vers la paroi de la chambre de mélange.

Description

Chambre de mélange pour réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant.
Domaine technique
L'invention concerne le domaine du raffinage et de la pétrochimie et des procédés et unités de transformation chimique de produits pétroliers, notamment de coupes hydrocarbonées, par Craquage Catalytique en lit Fluidisé (« Fluid Catalytic Cracking » ou FCC selon la terminologie anglo-saxonne) pour la production d’oléfines légères (i.e. , oléfines comprenant entre 2 et 4 atomes de carbone), et plus particulièrement d’éthylène et de propylène, et aussi d’aromatiques (e.g. BTX), et plus particulièrement de paraxylène.
Technique antérieure
L’invention s’inscrit dans l’amélioration du design de la zone à flux établi des réacteurs à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant (« downer » ou « down flow reactor » selon la terminologie anglo-saxonne), nommés ci-après réacteurs à flux descendant, utilisés par exemple pour le craquage catalytique à haute sévérité (HS-FCC).
Éthylène, Propylène, Butène, Butadiène et les aromatiques tels que le Benzène, Toluène et Xylène (BTX) représentent les produits de base pour l’industrie pétrochimique. Ces produits sont généralement obtenus par le reformage catalytique et/ou le craquage thermique (vapocraquage ou « steam cracking » en anglais) d’hydrocarbures tels que naphta, kérosène ou gazole. Ces composés sont également obtenus par un craquage catalytique en lit fluidisé (FCC) d’hydrocarbures, tels qu’un Distillât Sous Vide (DSV, ou « vacuum gas oil » ou VGO selon la terminologie anglo-saxonne) et/ou un résidu (sous vide ou atmosphérique) de distillation d’hydrocarbures et/ou de naphta, de gazoles, bruts complets.
Le procédé de craquage catalytique à haute sévérité (HS-FCC) vise à augmenter les rendements en propylène et éthylène à travers des conditions de réaction à haute température, temps de contact très courts (e.g. ~1 s), des rapports élevés entre le débit massique C de catalyseur et le débit massique O de charge (C/O).
Les inconvénients associés avec un réacteur FCC classique à lit fluidisé à co-courant gaz- solide ascendant (« riser » selon la terminologie anglo-saxonne) tels que le rétro-mélange (« back-mixing » selon la terminologie anglo-saxonne) et l’accumulation de catalyseur au voisinage de la paroi avec pour conséquence un surcraquage des hydrocarbures et la formation excessive de coke, d’hydrogène, de méthane et d’éthane ne permettent pas de favoriser la production des oléfines dans des conditions à haute sévérité.
Afin de surmonter ces inconvénients, le procédé HS-FCC utilise un réacteur à flux descendant, où le catalyseur et la charge sont mises en mouvement sous l’effet de la gravité avec un écoulement qui approche celui d’un écoulement de type piston. L’écoulement gaz-solide descendant dans un réacteur évite le rétro-mélange et le surcraquage des produits tandis que l’utilisation de ratios élevés de C/O assure la prédominance des réactions catalytiques. La température élevée favorise la formation des intermédiaires de réactions tels que les oléfines légères alors qu’un temps de contact contrôlé et court évite les réactions secondaires qui sont responsable de la consommation de tels intermédiaires.
En revanche, l’écoulement gaz-solide descendant présente plusieurs défis technologiques majeurs, dont un défi important correspond à l’écoulement dans la chambre de mélange. En effet, le mélange initial entre catalyseur et charge conditionne la vaporisation des hydrocarbures et le contact gaz-solide tout au long du réacteur à flux descendant. Le mélange initial est généralement effectué en une fraction de seconde avec, pour un HS-FCC typique, un débit de l’ordre de 400 à 700 t/h de charge et 7000 à 21000 t/h de catalyseur ce qui nécessite une technologie efficace pour avoir une chambre de mélange qui se rapproche d’une zone parfaitement agitée.
Le brevet FR 2 753 453 B1 décrit un réacteur de craquage à flux descendant comprenant une zone de mise en contact entre les hydrocarbures et le catalyseur, et étant constituée : d'une chambre de mélange de section maximale S2, mise en communication avec des moyens d'alimentation en catalyseur régénéré par un orifice supérieur définissant une section de passage du catalyseur S1 ; et d'une zone réactionnelle de section maximale S4, mise en communication avec la chambre de mélange par un orifice intermédiaire de section S3, réacteur dans lequel les rapports S2/S1 et S2/S3 sont compris entre 1 ,5 et 8. Le brevet FR 2 753 453 B1 décrit également une pièce d'encombrement disposée à l'extrémité inférieure du conduit de catalyseur alimentant la chambre de mélange, la pièce d'encombrement définissant un orifice annulaire supérieur de la chambre de mélange.
La demande brevet US 2022/0016589 A1 décrit un réacteur à flux descendant dont la zone d’alimentation comprend une pièce d’encombrement allongée sur laquelle sont positionnées des aubes hélicoïdales.
Les brevets US 10,889,768 B2 et US 10,767,117 B2 décrivent des systèmes et des procédés de production de produits pétrochimiques (e.g. éthylène et autres oléfines), à partir charges hydrocarbonées (e.g. pétrole brut), dans des unités de craquage catalytique fluide à haute sévérité (HS-FCC).
Résumé de l’invention
Dans le contexte précédemment décrit, un premier objet de la présente invention est de surmonter les problèmes de l’art antérieur et de fournir un dispositif pour le craquage catalytique en lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant à écoulement de catalyseur homogène, i.e., dans lequel la concentration de solide dans la section transversale du réacteur est sensiblement uniforme. En effet, le dispositif selon l’invention permet d’obtenir une dispersion de catalyseur améliorée entre la zone centrale et la zone annulaire (i.e., dans la proximité de la paroi) du réacteur à co-courant gaz-solide descendant.
Selon un premier aspect, les objets précités, ainsi que d’autres avantages, sont obtenus par un dispositif pour le craquage catalytique en lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant comprenant, de haut en bas : une conduite adaptée pour transporter un flux descendant de particules de catalyseur ; une chambre de mélange connectée à la conduite et adaptée pour être alimentée par la conduite en flux descendant, la chambre de mélange comprenant une paroi interne, au moins un premier injecteur de charge hydrocarbonée et une pièce d’encombrement centrale définissant une zone annulaire par laquelle les particules de catalyseur traversent la chambre de mélange ; et un réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant connecté à la chambre de mélange et adapté pour être alimenté par la chambre de mélange en un mélange comprenant des particules de catalyseur et de la charge hydrocarbonée, dispositif dans lequel la chambre de mélange comprend au moins un interne (e.g. obstacle, déflecteur) disposé sur et préférablement autour de la pièce d'encombrement centrale et disposé sous l’au moins un premier injecteur et étant adapté pour distribuer le mélange vers la paroi de la chambre de mélange.
Avantageusement, l’interne permet d’homogénéiser la concentration en particules de catalyseur.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’au moins un interne est adapté pour réduire la section de passage de la zone annulaire de 1 % à 35%.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’au moins un interne est adapté pour éviter l’accumulation de particules de catalyseur sur ledit interne.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’au moins un interne est adapté comprend une surface supérieure oblique et descendante vers l’extérieur.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la surface supérieure oblique de l’au moins un interne est droite, convexe et/ou concave.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la surface supérieure oblique de l’au moins un interne forme un angle p compris entre 10° et 80°, par rapport l’horizontale. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’au moins un interne est disposé sur la pièce d'encombrement centrale à une distance axiale des premiers injecteurs de charge hydrocarbonée comprise entre 0*H3 et 1*H3, H3 étant la hauteur de l’au moins un interne.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’au moins un interne est une pluralité d’internes positionnés de façon discontinue sur la pièce d'encombrement centrale.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les internes sont en forme de prisme, de cylindre, de pyramide, de cône, et/ou de tronc de cône.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le dispositif comprend au moins une rangée d’internes disposés à une hauteur prédéterminée sur la pièce d'encombrement centrale.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le périmètre de la paroi de pièce d’encombrement centrale occupé par la rangée d’internes, est compris entre 10% et 100%.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la rangée d’internes comprend entre 1 et 16 internes.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’au moins un interne est de forme annulaire, et est positionné de façon continue sur et autour de la pièce d'encombrement centrale.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le dispositif comprend entre 1 et 6 rangées d’internes discontinus et/ou entre 1 et 12 internes de forme annulaire disposés à une hauteur prédéterminée sur la pièce d'encombrement centrale.
Selon un deuxième aspect, les objets précités, ainsi que d’autres avantages, sont obtenus par un procédé pour le craquage catalytique en lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant comprenant les étapes suivantes : transporter un flux descendant de particules de catalyseur dans une conduite ; alimenter une chambre de mélange par la conduite avec le flux descendant, la chambre de mélange comprenant une paroi interne, au moins un premier injecteur de charge hydrocarbonée et une pièce d’encombrement centrale définissant une zone annulaire par laquelle les particules de catalyseur traversent la chambre de mélange ; alimenter un réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant par la chambre de mélange en un mélange comprenant des particules de catalyseur et de la charge hydrocarbonée ; et craquer au moins partiellement la charge hydrocarbonée en présence des particules de catalyseur dans le réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant, pour produire un effluent comprenant du catalyseur au moins partiellement coké et des produits gazeux de craquage, dans lequel la chambre de mélange comprend au moins un interne disposé sous l’au moins un premier injecteur et étant adapté pour distribuer le mélange vers la paroi de chambre de mélange.
D'autres caractéristiques et avantages de l'invention des aspects précités, apparaîtront à la lecture de la description ci-après et d'exemples non limitatifs de réalisations, en se référant aux figures annexées et décrites ci-après.
Liste des figures
La figure 1 représente un dispositif FCC selon un ou plusieurs modes de réalisation de la présente invention comprenant une pièce d’encombrement centrale munie d’internes pour l’homogénéisation de l’écoulement de catalyseur.
La figure 2 montre une vue de dessus d’un dispositif FCC selon un ou plusieurs modes de réalisation de la présente invention comprenant une chambre de mélange en forme de tronc de cône munie d’un interne disposé de façon continue autour de la pièce d'encombrement centrale.
La figure 3 montre une vue de dessus d’un dispositif FCC selon un ou plusieurs modes de réalisation de la présente invention comprenant une chambre de mélange en forme de tronc de cône munie d’internes disposés de façon discontinue autour de la pièce d'encombrement centrale.
La figure 4 montre une vue en 3D d’un dispositif FCC selon un ou plusieurs modes de réalisation de la présente invention comprenant un interne disposé de façon continue autour de la pièce d'encombrement centrale et une pluralité d’obstacles sur la paroi de la chambre de mélange.
La figure 5 montre des vues en coupe de la fraction massique du catalyseur dans un dispositif FCC selon l’invention A comme représenté sur la figure 4, et dans un dispositif FCC de référence B.
Description détaillée de l'invention
Des modes de réalisation selon les aspects précités vont maintenant être décrits en détail. Dans la description détaillée suivante, de nombreux détails spécifiques sont exposés afin de fournir une compréhension plus approfondie du dispositif et du procédé selon la présente invention. Cependant, il apparaîtra à l’homme du métier que le dispositif peut être mis en œuvre sans ces détails spécifiques. Dans d’autres cas, des caractéristiques bien connues n’ont pas été décrites en détail pour éviter de compliquer inutilement la description.
Dans la présente description, le terme « comprendre » est synonyme de (signifie la même chose que) « comporter », « inclure » et « contenir », et est inclusif ou ouvert et n’exclut pas d’autres éléments non récités. Il est entendu que le terme « comprendre » inclut le terme exclusif et fermé « consister ». En outre, dans la présente description, les termes « essentiellement » ou « sensiblement » ou « environ » correspondent à une approximation de ± 10%, préférablement de ± 5%, très préférablement de ± 1%.
L'invention porte sur un dispositif et un procédé de craquage catalytique en lit fluidisé pour la transformation chimique de produits pétroliers (FCC), utilisés par exemple pour le craquage catalytique à haute sévérité (HS-FCC).
Une unité FCC traite généralement une coupe lourde issue de l'unité de distillation sous vide comme un gazole sous vide ou un résidu sous vide, ou encore un résidu atmosphérique, seuls ou en mélange. Une unité FCC peut également traiter des coupes plus légères telles qu’une coupe essence ou une coupe gazole, seuls ou en mélange. Il est également possible de traiter un mélange de coupes légères et lourdes, ou encore un brut complet. Afin d’augmenter les rendements en propylène et éthylène en utilisant des conditions de réaction à haute sévérité (haute température, temps de contact très courts, rapports C/O élevés entre le débit C de catalyseur et le débit O de charge), les dispositifs et procédés de craquage catalytique utilisent généralement un réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant (« downer » ou « down flow reactor » selon la terminologie anglo-saxonne), nommé ci-après réacteur à flux descendant.
Il arrive cependant que l’écoulement gaz-solide descendant présente plusieurs défis technologiques, dont parvenir à obtenir un écoulement et un mélange homogène dans la section à flux établi du réacteur descendant.
Afin de surmonter ces inconvénients, des améliorations de la technologie des réacteurs à flux descendant décrits dans le brevet FR 2 753 453 B1 ont été identifiées, pour répondre au défi présenté ci-dessus à travers un agencement spécifique d’injecteurs de charge hydrocarbonée, et optionnellement d’injecteurs de diluant, pour améliorer le contact entre le catalyseur et les hydrocarbures dans la chambre de mélange.
Le dispositif selon l’invention
En référence à la figure 1 , le dispositif pour le craquage catalytique en lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant comprenant, de haut en bas : une conduite 1 (sensiblement verticale) ; une chambre de mélange 2 ; et un réacteur à flux descendant 3 (sensiblement vertical).
La conduite 1 est adaptée pour alimenter la chambre de mélange 2 avec du catalyseur solide (particules). La conduite 1 transporte principalement du solide, ainsi qu’un gaz de fluidisation entraîné par le solide descendant. La conduite 1 présente un écoulement comme une colonne d’alimentation (« standpipe » selon la terminologie anglo-saxonne) bien connue de l’homme de métier.
La chambre de mélange 2 est connectée à la conduite 1 , comprend une paroi latérale/verticale définissant un axe central/vertical Z, et est adaptée pour alimenter le réacteur à flux descendant 3 avec un mélange comprenant des particules de catalyseur, une charge hydrocarbonée et optionnellement un diluant.
Le réacteur à flux descendant 3 est connecté à la chambre de mélange 2 et est adapté pour craquer au moins partiellement la charge hydrocarbonée en présence des particules de catalyseur pour produire un effluent comprenant du catalyseur au moins partiellement coké et des produits gazeux de craquage, et optionnellement de la charge vaporisée non convertie.
Spécifiquement, en référence à la figure 1 , la conduite 1 alimente la chambre de mélange 2 d’un flux descendant 4 de particules de catalyseur (chaud), la chambre de mélange 2 comprenant un plusieurs premiers injecteurs 5 de charge hydrocarbonée 6. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le ou les premiers injecteurs 5 est adapté pour injecter du diluant (e.g. vapeur d’eau) avec la charge. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 comprend un ou plusieurs deuxièmes injecteurs 7 de diluant 8. Dans la chambre de mélange 2, le flux descendant 4 entre en contact avec la charge hydrocarbonée 6 atomisée à l’aide du ou des premiers injecteurs 5 et optionnellement avec du diluant 8, introduit par exemple par le ou les deuxièmes injecteurs 7.
Avantageusement, l’injection de diluant 8 permet de réduire la pression partielle de la charge hydrocarbonée et de réduire les réactions secondaires. Avantageusement, l’injection de diluant 8 permet d’améliorer l’atomisation de la charge hydrocarbonée 6. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le diluant 8 est choisi parmi le groupe consistant en de la vapeur d’eau, de l’azote, du CO2, des hydrocarbures légers (e.g. composés en C1-C5), des fumées de combustion. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le diluant 8 comprend ou consiste en de la vapeur d’eau.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la conduite 1 est de géométrie à section constante, comme cylindrique, carrée, rectangulaire ou hexagonale, ou à section variable, comme un tronc de pyramide ou de cône, ou une combinaison des différentes formes géométriques. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la conduite 1 est de forme cylindrique et optionnellement de diamètre variable. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la conduite 1 est de forme au moins partiellement tronconique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la conduite 1 comprend (dans le sens de l’écoulement du catalyseur solide) : un tronçon cylindrique, par exemple dont le diamètre est choisi pour obtenir un flux de solide de 100 à 800 kg/(m2s) et de préférence entre 300 à 600 kg/(m2s) ; un tronçon tronconique (dit de rétrécissement) adjacent la chambre de mélange 2, dont le diamètre diminue, par exemple afin d’atteindre un flux de solide, sans prise en compte des internes, entre 400 et 2000 kg/(m2s) et de préférence entre 700 et 1500 kg/(m2s) ; et optionnellement un deuxième tronçon cylindrique, par exemple dont le diamètre est choisi pour obtenir un flux de solide, sans prise en compte des internes, entre 400 et 2000 kg/(m2s) et de préférence entre 700 et 1500 kg/(m2s).
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 est de géométrie à section constante, comme cylindrique, carrée, rectangulaire ou hexagonale, ou à section variable, comme un tronc de pyramide ou de cône, ou une combinaison des différentes formes géométriques. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 est de forme cylindrique et optionnellement de diamètre variable. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 est de forme au moins partiellement tronconique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 comprend une limite supérieure de section S1 connectant la chambre de mélange 2 à la conduite 1 et une limite inférieure de section S2 connectant la chambre de mélange 2 au réacteur à flux descendant 3, le rapport S1/S2 étant inférieur à 0,9 et préférablement inférieur à 0,7. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le rapport S1/S2 est compris entre 0,4 et 0,9, préférablement entre 0,5 et 0,7.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 comprend entre 2 et 12 premiers injecteurs 5, préférablement entre 3 et 8 premiers injecteurs 5.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 comprend entre 2 et 12 deuxièmes injecteurs 7, préférablement entre 3 et 8 deuxièmes injecteurs 7.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les injecteurs 5 et/ou 7 sont inclinés vers le haut ou le bas ou sont sensiblement disposés horizontalement.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les injecteurs 5 et/ou 7 sont inclinés vers le haut, par exemple avec un angle compris entre 10° et 45° par rapport à l’horizontale.
En référence à la figure 1 , selon un ou plusieurs modes de réalisation, des premiers injecteurs 5 et/ou des deuxième injecteurs 7 sont disposés selon une ou plusieurs rangées horizontales, i.e. , perpendiculairement à l’axe central/vertical Z de la chambre de mélange 2. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, des deuxièmes injecteurs 7 sont disposés au-dessous (e.g. d’une rangée) de premiers injecteurs 5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, des deuxièmes injecteurs 7 sont disposés entre deux rangées de premiers injecteurs 5.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la position radiale des deuxièmes injecteurs 7 est dans un espace de séparation entre les positions radiales adjacentes de deux premiers injecteurs 5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les deuxièmes injecteurs 7 sont positionnés sensiblement à moitié de l’angle de séparation de deux premiers injecteurs 5.
En référence aux figures 2 et 3, selon un ou plusieurs modes de réalisation, au moins un premier injecteur 5 et/ou au moins un deuxième injecteur 7 est tourné selon un angle a compris entre 0° et 45°, et de préférence compris entre 10° et 20°par rapport à la direction radiale du diamètre D de la chambre de mélange 2, i.e., la projection de l’axe des injecteurs 7 sur un plan horizontal forme l’angle a, avec la direction radiale du diamètre D de la chambre de mélange 2, qui est perpendiculaire à l’axe central/vertical Z.
En référence à la figure 1 , la chambre de mélange 2 alimente le réacteur à flux descendant 3 avec un mélange de charge hydrocarbonée 6, de particules de catalyseur et optionnellement de diluant 8. Avantageusement, la charge hydrocarbonée 6 et les particules de catalyseur donnent lieu aux réactions de craquage qui se complètent dans le réacteur à flux descendant 3 d’une longueur L (selon l’axe central/vertical Z) pour produire un effluent hydrocarboné comprenant des produits de craquage, du catalyseur usé et potentiellement une partie de la charge hydrocarbonée n’ayant pas réagi.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le réacteur à flux descendant 3 est de géométrie à section constante, comme cylindrique, carrée, rectangulaire ou hexagonale, préférablement cylindrique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le réacteur à flux descendant 3 est de forme cylindrique et optionnellement de diamètre variable. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le diamètre du réacteur à flux descendant 3 est défini tel que la vitesse superficielle du gaz le traversant soit compris entre 2 m/s et 26 m/s, préférentiellement entre 6 m/s et 16 m/s.
En référence à la figure 4, selon un ou plusieurs modes de réalisation, la paroi interne de chambre de mélange 2 et/ou du réacteur à flux descendant 3 comprend en outre une pluralité d’obstacles 9. Avantageusement, la pluralité d’obstacles 9 est adaptée pour homogénéiser la concentration en particules de catalyseur. Spécifiquement, les obstacles 9 permettent de redistribuer les particules de catalyseur qui peuvent s’accumuler proche des parois (e.g. de la chambre de mélange 2 et du réacteur à flux descendant 3).
Les obstacles 9 peuvent être de formes géométriques variées. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles 9 sont en forme de prisme (e.g. prisme à base triangulaire, carrée, rectangulaire, hexagonale, circulaire ou elliptique), ou de pyramide (e.g. pyramide à base triangulaire, carrée, rectangulaire, hexagonale, circulaire ou elliptique), ou tronconique, les obstacles 9 étant positionnés de façon discontinue, en formant par exemple des éléments séparés sur la paroi de chambre de mélange 2. En référence à la figure 4, selon un ou plusieurs modes de réalisation, le dispositif selon l’invention comprend au moins une rangée d’obstacles 9, par rapport à l’axe central/vertical Z, disposés à une hauteur prédéterminée de la paroi interne de chambre de mélange 2 et/ou du réacteur à flux descendant 3. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles 9 de la rangée d’obstacles 9, ainsi disposés en « chapelet », sont positionnés sensiblement à équidistance les uns des autres. Avantageusement, une rangée d’obstacles 9 comprend (tous) les obstacles 9 d’un plan (horizontal) perpendiculaire à l’axe central/vertical Z.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles 9 comprennent une partie inférieure (surface d’extrémité inférieure) plus large que la partie supérieure (surface d’extrémité supérieure).
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles 9 sont agencés pour distribuer les particules de catalyseur vers des zones d’injection de charge de la chambre de mélange 2, zones plus concentrées en hydrocarbures. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles 9 comprennent une surface supérieure oblique et descendante latéralement, i.e., le long de la paroi de chambre de mélange 2.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles 9 sont agencés pour distribuer les particules de catalyseur sensiblement vers l’intérieur (e.g. vers l’axe central/vertical Z), zone plus concentrée en hydrocarbures. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles 9 comprennent une surface supérieure oblique et descendante de l’extérieur vers l’intérieur.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, des obstacles 9 sont disposés dans la chambre de mélange 2 en amont de l’au moins un premier injecteur 5 de charge hydrocarbonée 6 et/ou de l’au moins un deuxième injecteur 7 de diluant 8.
Avantageusement, les obstacles 9 permettent de diriger les particules de catalyseur vers les injecteurs et augmentent le contact, notamment avec la charge hydrocarbonée 6. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la position radiale des obstacles 9 dans la chambre de mélange 2 est dans un espace de séparation entre les positions radiales adjacentes de deux (e.g. premiers) injecteurs.
En référence aux figures 1 à 4, selon l’invention, au moins une partie de la chambre de mélange comprend une pièce d'encombrement centrale 12 (« plug » selon la terminologie anglo-saxonne) disposée sensiblement le long de l’axe central/vertical Z et définissant une zone annulaire 13 de la chambre de mélange 2, par lequel les particules de catalyseur de déversent et/ou s’écoulent dans la chambre de mélange 2.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la pièce d'encombrement centrale 12 couvre la position axiale des premiers injecteurs 5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la pièce d'encombrement centrale 12 couvre la position axiale des premiers injecteurs 5 et des deuxièmes injecteurs 7. Avantageusement, la pièce d'encombrement centrale 12 permet d’améliorer le contact initial entre les particules de catalyseur du flux descendant 4 et la charge hydrocarbonée 6, et d’améliorer la dispersion du mélange catalyseur/charge.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la pièce d'encombrement centrale 12 est de géométrie à section constante, comme cylindrique, carrée, rectangulaire ou hexagonale, ou à section variable, comme un tronc de pyramide ou de cône, ou une combinaison des différentes formes géométriques. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la pièce d'encombrement centrale 12 présente une section cylindrique, carrée, rectangulaire ou hexagonale, préférablement cylindrique, par rapport à l’axe central/vertical Z, et préférablement axisymétrique par rapport à la chambre de mélange 2. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la pièce d'encombrement centrale 12 est de forme cylindrique circulaire. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la pièce d'encombrement centrale 12 est de forme cylindrique et optionnellement de diamètre variable. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la pièce d'encombrement centrale 12 est de forme au moins partiellement tronconique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la pièce d'encombrement centrale 12 comprend une première section cylindrique, une section tronconique et une deuxième section cylindrique.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la pièce d'encombrement centrale 12 est adaptée pour réduire la section de passage de la chambre de mélange 2 de 1% à 50% et de préférence de 3% à 15% (e.g. entre 6% et 12%), préférablement à une position axiale couvrant la position axiale des premiers injecteurs 5.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la pièce d'encombrement centrale 12 comprend une partie inférieure de section S3 et une partie supérieure 14 de section S4, S3 étant supérieur à S4. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la pièce d'encombrement centrale 12 comprend, de haut en bas, une première section cylindrique, par exemple section S4, une section tronconique, par exemple de section S4 à S3, et une deuxième section cylindrique, par exemple section S3, S3 étant supérieur à S4.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la pièce d'encombrement centrale 12 s’étend de la conduite 1 à la chambre de mélange 2. Préférablement, la pièce d'encombrement centrale 12 s’étend de la conduite 1 , traverser la chambre de mélange 2 et se termine dans le réacteur à flux descendant 3.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la partie de la pièce d'encombrement centrale 12 qui se trouve dans la chambre de mélange 2 présente une hauteur H1 comprise entre 10% et 100% de la hauteur H2 de la chambre de mélange 2. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’extrémité basse 15 de la pièce d'encombrement centrale 12 est en dessous de la position axiale des injecteurs (5, 7) les plus bas et/ou l’extrémité haute 16 de la pièce d'encombrement centrale 12 est en dessus de la position axiale des injecteurs (5, 7) les plus hauts.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’extrémité basse 15 de la pièce d'encombrement centrale 12 est à position axiale disposée en dessous de la position axiale des injecteurs (5, 7) les plus bas, l’extrémité basse 15 pouvant être prolongée jusqu’à l’extrémité basse de la chambre de mélange 2 ou dans le réacteur à flux descendant 3. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’extrémité haute 16 de la pièce d'encombrement centrale 12 est à position axiale disposée en dessus de la position axiale des injecteurs (5, 7) les plus hauts, l’extrémité haute 16 pouvant être prolongée jusqu’à l’extrémité haute de la chambre de mélange 2 ou dans la conduite 1.
La demanderesse a identifié qu’une pénétration inefficace de la charge hydrocarbonée 6 dans le flux descendant 4 de particules de catalyseur peut se traduire par une partie du catalyseur qui ne se mélange pas avec la charge hydrocarbonée et continue à descendre tout le long des parois de la pièce d'encombrement centrale 12. Le flux de particules solides descendant autour des parois de la pièce d'encombrement centrale 12 peut se traduire par une concentration importante de solide dans la zone centrale du réacteur à flux descendant 3, ce qui pénalise le contact avec la charge hydrocarbonée 6 pour la réaction catalytique.
Avantageusement, la demanderesse a identifié que l’utilisation d’une pièce d'encombrement centrale 12 de forme spécifique, à travers l’ajout d’un ou plusieurs internes 11 , permet de rediriger le catalyseur loin des parois de la pièce d'encombrement centrale 12 et favorise ultérieurement le contact entre les deux phases.
En référence aux figures 1 à 4, selon l’invention, l’au moins un interne (11) est disposé sur la pièce d'encombrement centrale (12), et préférablement autour de la pièce d'encombrement centrale (12), et est disposé à une hauteur (selon l’axe central/vertical Z) en dessous de l’au moins un premier injecteur (5). Avantageusement, l’au moins un interne 11 est adapté pour homogénéiser la concentration en particules de catalyseur dans la zone annulaire 13 de la chambre de mélange 2. Spécifiquement, le ou les internes 11 permettent de distribuer vers la paroi interne de la chambre de mélange 2 des particules de catalyseur qui peuvent s’accumuler proche de la paroi de la pièce d'encombrement centrale 12. Avantageusement, les internes 11 permettent de distribuer les particules de catalyseur sensiblement vers l’extérieur (e.g. à l’opposé de l’axe central/vertical Z), zone plus concentrée en hydrocarbures.
En référence par exemple à la figure 2, selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’interne 11 est de forme annulaire et est positionné de façon continue (e.g. en forme de collerette) autour de la pièce d'encombrement centrale 12, i.e., de façon axisymétrique par rapport à la pièce d'encombrement centrale 12.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’interne 11 positionné de façon continue présente une section (selon une coupe verticale le long de l’axe central/vertical Z) en forme de triangle, carré, rectangle, losange, parallélogramme, trapèze, polygone, demi-cercle, secteur, segment circulaire, segment elliptique, ou segment parabolique, entre autres. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la section de l’interne 11 continu est en forme de triangle, comprenant par exemple un côté inférieur sensiblement horizontal (triangle rectangle), comme montré sur la figure 4.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les internes 11 positionnés de façon discontinue sur la pièce d'encombrement centrale sont en forme de cube, de tétraèdre, de parallélépipède, de prisme (e.g. prisme à base triangulaire, carrée, rectangulaire, hexagonale, circulaire ou elliptique), ou de pyramide (e.g. pyramide à base triangulaire, carrée, rectangulaire, hexagonale, circulaire ou elliptique), ou tronconique, et, en formant des éléments séparés autour de la pièce d'encombrement centrale 12. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les internes 11 positionnés de façon discontinue sur la pièce d'encombrement centrale présentent une section (selon une coupe verticale le long de l’axe central/vertical Z) en forme de triangle, carré, rectangle, losange, parallélogramme, trapèze, polygone, demi-cercle, secteur, segment circulaire, segment elliptique, ou segment parabolique, entre autres. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la section des internes 11 discontinus est en forme de triangle, comprenant par exemple un côté inférieur sensiblement horizontal (triangle rectangle).
En référence à la figure 2, selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’interne 11 positionné de façon continue présente une section (selon une coupe horizontale perpendiculaire à l’axe central/vertical Z) en forme d’anneau autour de la pièce d'encombrement centrale 12.
En référence par exemple à la figure 3, selon un ou plusieurs modes de réalisation, les internes 11 positionnés de façon discontinue présentent une section (selon une coupe horizontale perpendiculaire à l’axe central/vertical Z) de forme de portion d’anneau cylindrique (e.g. en forme de portion de collerette) autour de la pièce d'encombrement centrale 12.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le ou les internes 11 sont agencés pour éviter l’accumulation de particules de catalyseur sur les internes 11. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les internes 11 comprennent une partie inférieure (surface d’extrémité inférieure) plus large que la partie supérieure (surface d’extrémité supérieure). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le ou les internes 11 comprennent une surface supérieure oblique et descendante latéralement (vers l’extérieur), i.e., le long de la paroi de la pièce d'encombrement centrale 12. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la surface supérieure oblique du ou des internes 11 est droite, convexe et/ou concave. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la surface supérieure oblique du ou des internes 11 forme un angle p compris entre 10° et 80°, préférablement compris entre 30° et 70°, tel que sensiblement 60° par rapport l’horizontale, tel que montré sur la figure 4.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’au moins un interne 11 est disposé sur la pièce d'encombrement centrale 12 en aval de l’au moins un premier injecteur 5 de charge hydrocarbonée 6 et optionnellement de l’au moins un deuxième injecteur 7 de diluant 8. Avantageusement, le ou les internes 11 permettent de diriger les particules de catalyseur vers la paroi de la chambre de mélange 2, sous les injecteurs pour augmenter le contact avec la charge hydrocarbonée 6. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la position radiale des internes 11 sur la pièce d'encombrement centrale 12 est dans un espace de séparation entre les positions radiales adjacentes de deux (e.g. premiers) injecteurs.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le ou les internes 11 sont disposés sur la pièce d'encombrement centrale 12 sous les premiers injecteurs 5 de charge hydrocarbonée 6, et optionnellement des deuxièmes injecteurs 7, à une distance axiale L (extrémité haute du ou des internes) desdits injecteurs comprise entre 0*H1 et H1 , et de préférence entre 0,1*1-11 et 0,9*H1.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les internes 11 continus de forme annulaire ou les rangées d’internes 11 discontinus présentent une hauteur H3 comprise entre 0,02*1-11 et 0,5*1-11 , préférablement entre 0,05*1-11 et 0,3*1-11 , très préférablement entre 0,1*1-11 et 0,2*1-11.
En référence à la figure 3, selon un ou plusieurs modes de réalisation, le dispositif selon l’invention comprend au moins une rangée d’internes 11 , par rapport à l’axe central/vertical Z, disposée à une hauteur prédéterminée sur la pièce d'encombrement centrale 12. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les internes de la rangée d’internes 11 , ainsi disposés en « chapelet », sont positionnés sensiblement à équidistance les uns des autres. Avantageusement, une rangée d’internes 11 comprend (tous) les internes 11 d’un plan (horizontal) perpendiculaire à l’axe central/vertical Z.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le périmètre de la paroi interne de la pièce d'encombrement centrale 12, occupé par la rangée d’internes 11 , est compris entre 10% et 100% et de préférence entre 30% et 100%, tel que de 60% à 100%.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’interne 11 continus de forme annulaire ou la rangée d’internes 11 discontinus est adapté pour réduire la section de passage de la zone annulaire 13 de 1 % à 50% et de préférence de 5% à 35%, tel que de 10% à 20%, par rapport à la section de passage de la zone annulaire 13 dépourvue d’interne 11. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, une rangée d’internes 11 comprend au moins 1 internes 11 , par exemple entre 2 et 16 internes 11 , de préférence entre 3 et 8 internes 11.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la pièce d'encombrement centrale 12 comprend entre 1 et 12 internes 11 de forme annulaire, tel que 1 interne 11 de forme annulaire.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la pièce d'encombrement centrale 12 comprend entre 1 et 6 rangées d’internes 11 , tel que 2 rangées d’internes 11 préférablement disposées au-dessous des (e.g. premiers) injecteurs.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la position radiale des internes 11 d’une rangée d’internes 11 est dans un espace de séparation entre la position radiale de deux internes 11 adjacents d’une rangée d’internes 11 adjacente, i.e., chaque rangée d’internes 11 présente une rotation (selon l’axe central/vertical Z) par rapport à une rangée d’internes 11 adjacente. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la position radiale des internes 11 d’une rangée d’internes 11 présente une rotation d’un angle compris entre 10° et 35°, de préférence entre 15° et 30°, par rapport à la position radiale des internes 11 d’une rangée d’internes 11 adjacente, et de manière préférée à un angle de 1807N, avec N le nombre d’internes dans une rangée d’internes 11. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les rangées d’internes 11 sont disposées les unes par rapport aux autres pour couvrir ensemble tout le périmètre de la pièce d'encombrement centrale 12, selon une vue selon l’axe central/vertical Z.
En référence à la figure 1 , selon un ou plusieurs modes de réalisation, les internes 11 de forme annulaire ou les rangées d’internes 11 discontinus sont positionnés sur des positions axiales avec une distance (le pas) P les unes des autres comprise entre 0 et 75 %, et de préférence entre 1 et 10 %, de la hauteur H2 de la chambre de mélange 2. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la distance (le pas) P séparant la position axiale de deux internes 11 adjacents ou les rangées d’internes 11 adjacentes est comprise entre 0*H2 et 0,75*H2, préférablement entre 0,01*H2 et 0,25*H2, très préférablement entre 0,01*H2 et 0,1*H2.
Le catalyseur
Le catalyseur est un catalyseur solide (e.g. particules de densité, taille et forme des grains choisies pour utilisation en lit fluidisé). Les densités, tailles et formes des catalyseurs pour lits fluidisés sont connus de l’homme du métier, et ne seront pas décrites davantage. Le catalyseur peut être tout type de catalyseur de craquage catalytique.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur est un catalyseur de type FCC, contenant par exemple ce qui est couramment appelé une matrice faite d’argile, de silice ou de silice alumine, optionnellement de liant, et/ou de zéolithe, par exemple de 15% à 70% poids de zéolithe par rapport au poids du catalyseur, préférablement une zéolithe Y et/ou une zéolithe ZSM-5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur comprend une zéolithe ZSM-5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la densité de grain du catalyseur est comprise entre 1000 kg/m3 et 2000 kg/m3. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la densité de grain du catalyseur est comprise entre 1250 kg/m3 et 1750 kg/m3.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur comprend au moins un liant (e.g. de 30% à 85% poids) choisi parmi l’alumine, la silice, la silice-alumine, la magnésie, l’oxyde de titane, la zircone, les argiles et l’oxyde de bore, seul ou en mélange et de préférence parmi la silice, la silice-alumine et les argiles, seul ou en mélange.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur comprend au moins un élément dopant (e.g. de 0 à 10% poids) choisi parmi le phosphore, le magnésium, le sodium, le potassium, le calcium, le fer, le bore, le manganèse, le lanthane, le cérium, le titane, le tungstène, le molybdène, le cuivre, le zirconium et le gallium, seul ou en mélange.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur comprend et/ou est constitué de zéolithe, telle que la ZSM-5, optionnellement dopée.
La charge
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée 6 est une charge lourde, caractérisée par une température de début d’ébullition proche de 340°C, souvent supérieure à 380°C, telle qu’une coupe lourde, par exemple issue d’une unité de distillation sous vide, telle que du gazole/distillat sous vide (« vacuum gas oil » ou « VGO » selon la terminologie anglo-saxonne) ou un résidu sous vide, un résidu atmosphérique, un gazole sous vide issu d’une unité de conversion, telle qu’un gasoil de cokéfaction (« Heavy Coker Gas Oil » ou « HCGO » selon la terminologie anglo-saxonne) ou une coupe lourde issue d’une unité d’hydroconversion en lit bouillonnant ou en lit entrainé (telle que les procédés H-Oil, LC-Fining, EST, VCC ou Uniflex), un recycle d’une étape d’hydrocraquage, seuls ou en mélange.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée 6 est une charge légère, caractérisée par une température de fin d’ébullition inférieure de 450°C, souvent inférieure à 400°C, telle qu’une coupe essence ou une coupe gazole, par exemple issue d’une unité de distillation atmosphérique, ou issue d’une unité de conversion, telle qu’une essence ou un gasoil d’une unité d’hydrocraquage, ou une essence ou un gasoil d’une unité de cokéfaction ou une essence ou un gasoil d’une unité d’hydroconversion en lit bouillonnant ou en lit entrainé (telle que les procédés H-Oil, LC-Fining, EST, VCC ou Uniflex), ou une essence ou un gasoil issue d’une unité de FCC, ou un recycle de l’unité de FCC en question, seuls ou en mélange. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, il est également possible de traiter un mélange de coupes légères et lourdes, ou encore un brut complet. Au contact du flux descendant 4 de particules de catalyseur chaud, la charge hydrocarbonée 6 pulvérisée se vaporise et des réactions endothermiques de craquage se produisent le long du réacteur à flux descendant 3 diminuant ainsi la température et produisant : des produits valorisables (e.g. du gaz C1-C4 comprenant des oléfines ; une coupe essence comprenant des aromatiques) ; optionnellement une coupe gasoil léger (« Light Cycle Oil » ou LCO selon la terminologie anglo-saxonne) ; optionnellement une coupe gasoil lourd (« Heavy Cycle Oil » ou HCO selon la terminologie anglo-saxonne) ; optionnellement une huile en forme de boue (« slurry » selon la terminologie anglo- saxonne) ; et optionnellement un résidu solide (coke) adsorbé sur le catalyseur.
Le procédé selon l’invention
Le procédé selon la présente invention comprend une étape de craquage catalytique de production d’oléfines légères (et en particulier en éthylène et en propylène), d’aromatiques (et en particulier benzène, toluène et xylènes), et d’essence (et optionnellement de LCO, HCO et slurry), par craquage catalytique de la charge hydrocarbonée 6 (alimentée par le premier injecteur 5) par mise en contact avec le flux descendant 4 de particules de catalyseur chaud (alimenté par la conduite 1), et optionnellement le diluant 8 (alimentée par le deuxième injecteur 7) dans la chambre de mélange 2 puis dans le réacteur à flux descendant 3.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le flux descendant 4 des particules de catalyseur dans la conduite 1 en amont de la chambre de mélange 2 est en régime fluidisé dense et de préférence avec un flux massique supérieur à 200 kg/m2s, pour par exemple permettre préférablement un régime avec les bulles descendantes.
Dans la présente demande, le terme « lit fluidisé dense » signifie un lit fluidisé gaz-solide fonctionnant en régime homogène, en régime bouillonnant ou en régime turbulent.
Dans la présente demande, le terme « lit fluidisé homogène » signifie un lit fluidisé gaz-solide dont la vitesse de gaz est comprise entre la vitesse minimum de fluidisation et la vitesse minimum de bullage. Ces vitesses dépendent des propriétés du catalyseur solide (densité, taille, forme des grains...). La fraction volumique de solide est comprise entre une valeur proche de 0,45 et la fraction volumique de solide maximale correspondant à un lit fixe, non fluidisé, généralement proche de 0,6. Dans la présente demande, le terme « lit fluidisé bouillonnant » signifie un lit fluidisé gaz-solide dont la vitesse de gaz est comprise entre la vitesse minimum de bullage et la vitesse de transition au régime turbulent. Ces vitesses dépendent des propriétés du catalyseur solide (densité, taille, forme des grains...). La fraction volumique de solide est comprise entre une valeur proche de 0,35 et une valeur proche de 0,45.
Dans la présente demande, le terme « lit fluidisé turbulent » signifie un lit fluidisé gaz-solide dont la vitesse de gaz est comprise entre la vitesse de transition au régime turbulent et la vitesse de transport. La fraction volumique de solide est comprise entre une valeur proche de 0,25 et une valeur proche de 0,35.
Dans la présente demande, le terme « lit fluidisé transporté » signifie un lit fluidisé gaz-solide dont la vitesse de gaz est supérieure à la vitesse de transport. La fraction volumique de solide est inférieure à une valeur proche de 0,25. Dans la présente demande, le terme « vitesse de transport » correspond à la vitesse avec laquelle essentiellement tout le solide est entrainé par le gaz.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les injecteurs 5 sont adaptés pour atomiser la charge hydrocarbonée 6 (liquide) et pénétrer le flux du catalyseur.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les conditions opératoires de la conduite 1 et/ou du réacteur à flux descendant 3 sont choisies parmi les conditions suivantes : température (de sortie de réacteur) comprise entre 520°C et 750°C et de préférence inférieure à 650°C ; pression totale absolue comprise entre 0,1 MPa et 0,5 MPa ; rapport massique du catalyseur 4 sur la charge hydrocarbonée 6 C/O compris entre 5 (kg/h)/(kg/h) et 35 (kg/h)/(kg/h) et de préférence entre 15 (kg/h)/(kg/h) et 30 (kg/h)/(kg/h) ; temps de contact tc entre la charge hydrocarbonée 6 et le catalyseur inférieur à 10 secondes, préférablement compris entre 0,5 secondes et 4 secondes ; flux massique de particules de catalyseur compris entre 50 et 850 kg/(m2s), de préférence entre 400 et 750 kg/(m2s) ; et vitesse superficielle gaz comprise entre 2 m/s et 26 m/s, de préférence entre 6 m/s et 16 m/s.
Dans la présente description, le temps de contact tc est défini comme le produit de la fraction volumique solide £s par la hauteur de lit Hs (e.g. hauteur de réacteur L), divisé par la vitesse superficielle du gaz vsg, cela intégré tout au long de la hauteur du lit, tel que défini ci-après dans la formule mathématique Math 1. Math 1
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, une quantité de diluant 8 (e.g. azote et/ou vapeur d’eau) est ajoutée à la charge pour réduire la pression partielle d’hydrocarbures de la charge et le diluant est introduit à raison d’une quantité représentant 0% ou 0,1% à 40% poids, de préférence 1% à 35% poids et de manière préférée comprise entre 1% et 30% poids par rapport à la masse de la charge hydrocarbonée 6.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, à l’issue de l’étape de craquage catalytique dans le réacteur à flux descendant 3, les produits gazeux et le catalyseur, et optionnellement la charge vaporisée non convertie, sont séparés dans le séparateur gaz/solide (non représenté) renfermant un lit fluidisé dense où les réactions de craquage peuvent se poursuivre.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les conditions opératoires du séparateur sont choisies parmi les conditions suivantes : température (de sortie de réacteur) comprise entre 500°C et 750°C, de préférence entre 550°C et 700°C, de manière encore plus préférée entre 580°C et 685°C ; pression totale absolue comprise entre 0,1 MPa et 0,5 MPa et de préférence entre 0,1 MPa et 0,4 MPa et de manière préférée entre 0,1 MPa et 0,3 MPa ; rapport massique du catalyseur sur la charge (charge vaporisée non convertie et produits gazeux) C/O compris entre 5 (kg/h)/(kg/h) et 40 (kg/h)/(kg/h) ; temps de contact tc entre la charge et le catalyseur compris entre 500 millisecondes (ms) et 10 secondes ; et pression partielle des hydrocarbures de la charge (PPHcharge) comprise entre 0,01 MPa et 0,3 MPa, de préférence entre 0,02 MPa et 0,2 MPa et de manière préférée entre 0,05 MPa et 0,15 MPa.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, en sortie du séparateur le catalyseur coké est envoyé vers un strippeur optionnel (non représenté) pour stripper les hydrocarbures restés adsorbés à la surface du catalyseur au moyen d’un deuxième diluant.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les conditions opératoires du strippeur sont choisies parmi les conditions suivantes : temps de séjour du catalyseur dans le strippeur : entre 10 secondes et 180 secondes, préférentiellement entre 30 secondes et 120 secondes ; vitesse superficielle de gaz entre la vitesse minimale de fluidisation et la vitesse de transition au régime turbulent, par exemple entre 0,01 m/s et 0,5 m/s, préférentiellement entre 0,15 m/s et 0,4 m/s ; flux solide entre 25 kg/m2s et 200 kg/m2s, préférentiellement entre 50 kg/m2s et 150 kg/m2s et de manière préférée entre 50 kg/m2s et 100 kg/m2s ; température entre 500°C et 750°C, préférentiellement entre 550°C et 650°C ; pression totale absolue comprise entre 0,1 MPa et 0,5 MPa et de préférence entre 0,1 MPa et 0,4 MPa et de manière préférée entre 0,1 MPa et 0,3 MPa ; fraction volumique solide entre 0,25 et 0,6, préférentiellement entre 0,4 et 0,6.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, en sortie du séparateur ou du strippeur, le solide coké est transporté dans un régénérateur (non représenté) dans lequel une alimentation en air brûle le coke du catalyseur pour produire un catalyseur régénéré chaud et des gaz de combustion, le catalyseur régénéré chaud pouvant alimenter le flux descendant 4 en particules de catalyseur chaud.
Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les conditions opératoires du régénérateur sont choisies parmi les conditions suivantes : vitesse superficielle de gaz entre 0,1 m/s et 2 m/s, préférentiellement 0,2 m/s et 1 ,5 m/s ; temps de séjour du catalyseur entre 30 secondes et 20 minutes, préférentiellement entre 1 minute et 10 minutes. température entre 500°C et 840°C, préférentiellement entre 650°C et 750°C.
Exemples
En référence à la figure 5, les écoulements dans un dispositif selon l’invention A et un dispositif de référence B opérant dans les conditions sans réaction ont été comparés afin d’étudier l’hydrodynamique.
Le dispositif selon l’invention A et le dispositif de référence B comprennent : une conduite 1 , composé d’un tronçon cylindrique, d’un cône de rétrécissement et d’un tronçon cylindrique ; une chambre de mélange 2 tronconique (S3/S4 étant inférieur à 1) comprenant une pièce d'encombrement 12 définissant une zone annulaire 13 ; un réacteur à flux descendant 3 cylindrique présentant une longueur de 4.07 m et un diamètre interne de 0,42 m, et comprenant deux rangées de 8 obstacles en forme de prismes triangulaires ; quatre premier injecteurs 5 de charge hydrocarbonée 6 positionnés en contre-courant du flux descendant 3 de particules de catalyseur avec un angle de 30° vers le haut par rapport à horizontale, la projection des premier injecteurs 5 sur un plan horizontal étant perpendiculaire à la tangente de la chambre de mélange 2 ; quatre deuxièmes injecteurs 7 de diluant 8 (vapeur d’eau) positionnés en contre-courant du flux descendant 3 de particules de catalyseur avec un angle de 30° vers le haut par rapport à l’horizontale, la projection des deuxièmes injecteurs 7 sur un plan horizontal formant un angle de 45° avec la tangente de la chambre de mélange 2, les premiers injecteurs 5 et deuxièmes injecteurs 7 étant positionnés de façon alternée (sur un plan horizontal).
Le dispositif selon l’invention présente un interne 11 de forme annulaire positionné de façon continue (e.g. en forme de collerette de section triangulaire à base horizontale) autour de la pièce d'encombrement centrale 12.
Le dispositif de référence B ne présente aucun interne positionné sur la pièce d'encombrement 12.
Les configurations du dispositif selon l’invention A et du dispositif de référence B ont été simulées en CFD avec l’outil Barracuda© dans les conditions opératoires suivantes : le flux du catalyseur de de 729 kg/m2s ; le catalyseur présente un diamètre dso de 73 pm et une densité de grain de 1418 kg/m3 (i.e. , groupe A de la classification de Geldart) ; le débit d’air de 1 ,85 kg/s présente un ratio entre les premiers injecteurs 5 sur les deuxièmes injecteurs 7 de 70/30 ; les premiers injecteurs 5 sont positionnés à 0,3 m au-dessus de l’extrémité supérieure du réacteur à flux descendant 3 ; l’angle de rotation entre les premiers injecteurs 5 et les deuxièmes injecteurs 7 est de 45°; la vitesse de gaz en sortie des injecteurs est de 90 m/s pour les premiers injecteurs 5 et 76 m/s pour les deuxièmes injecteurs 7 ; l’écoulement est dans les conditions ambiantes sans réaction ; une pièce d'encombrement 12 est positionné au centre de la chambre de mélange 2.
La figure 5 présente la Fraction Massique des Particules, notée FMP, pour les deux configurations A et B du dispositif selon l’invention A et du dispositif de référence B, respectivement. Avantageusement, la distribution radiale du solide tout au long du réacteur à flux descendant 3 est toujours plus homogène pour le dispositif selon l’invention A par rapport au dispositif de référence B. En outre, il est à noter une concentration importante du solide sur la zone centrale du réacteur à flux descendant 3, et une concentration faible du solide le long de la paroi du réacteur à flux descendant 3, pour le dispositif de référence B par rapport au dispositif selon l’invention A.

Claims

Revendications
1. Dispositif pour le craquage catalytique en lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant comprenant, de haut en bas :
- une conduite (1) adaptée pour transporter un flux descendant (4) de particules de catalyseur ;
- une chambre de mélange (2) connectée à la conduite (1) et adaptée pour être alimentée par la conduite (1) en flux descendant (4), la chambre de mélange (2) comprenant une paroi interne, au moins un premier injecteur (5) de charge hydrocarbonée (6) et une pièce d’encombrement centrale (12) définissant une zone annulaire (13) par laquelle les particules de catalyseur traversent la chambre de mélange (2) ; et
- un réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant (3) connecté à la chambre de mélange (2) et adapté pour être alimenté par la chambre de mélange (2) en un mélange comprenant des particules de catalyseur et de la charge hydrocarbonée (6), dispositif dans lequel la chambre de mélange (2) comprend au moins un interne (11) sur et préférablement autour de la pièce d'encombrement centrale (12) et disposé sous l’au moins un premier injecteur (5) et étant adapté pour distribuer le mélange vers la paroi de la chambre de mélange (2).
2. Dispositif selon la revendication 1 , dans lequel l’au moins un interne (11) est adapté pour réduire la section de passage de la zone annulaire (13) de 1 % à 35%.
3. Dispositif selon la revendication 1 ou la revendication 2, dans lequel l’au moins un interne (11) est adapté pour éviter l’accumulation de particules de catalyseur sur ledit interne (11).
4. Dispositif selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’au moins un interne (11) comprend une surface supérieure oblique et descendante vers l’extérieur.
5. Dispositif selon la revendication 4, dans lequel la surface supérieure oblique de l’au moins un interne (11) est droite, convexe et/ou concave.
6. Dispositif selon la revendication 4 ou la revendication 5, dans lequel la surface supérieure oblique de l’au moins un interne (11) forme un angle p compris entre 10° et 80°, par rapport l’horizontale.
7. Dispositif selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’au moins un interne (11) est disposé sur la pièce d'encombrement centrale (12) à une distance axiale (L) des premiers injecteurs (5) de charge hydrocarbonée (6) comprise entre 0*H3 et 1*H3, H3 étant la hauteur de l’au moins un interne (11). Dispositif selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’au moins un interne (11) est une pluralité d’internes (11) positionnés de façon discontinue sur la pièce d'encombrement centrale (12). Dispositif selon la revendication 8, dans lequel les internes (11) sont en forme de prisme, de cylindre, de pyramide, de cône, et/ou de tronc de cône. Dispositif selon la revendication 8 ou la revendication 9, comprenant au moins une rangée d’internes (11) disposés à une hauteur prédéterminée sur la pièce d'encombrement centrale (12). Dispositif selon la revendication 10, dans lequel le périmètre de la paroi de pièce d’encombrement centrale (12) occupé par la rangée d’internes (11), est compris entre 10% et 100%. Dispositif selon la revendication 10 ou la revendication 11 , dans lequel la rangée d’internes (11) comprend entre 1 et 16 internes (11). Dispositif selon l’une quelconque des revendications 1 à 7, dans lequel l’au moins un interne (11) est de forme annulaire, et est positionné de façon continue sur et autour de la pièce d'encombrement centrale (12). Dispositif selon la revendication 13, comprenant entre 1 et 6 rangées d’internes (11) et/ou entre 1 et 12 internes (11) de forme annulaire disposés à une hauteur prédéterminée sur la pièce d'encombrement centrale (12). Procédé pour le craquage catalytique en lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant comprenant les étapes suivantes :
- transporter un flux descendant (4) de particules de catalyseur dans une conduite (1) ;
- alimenter une chambre de mélange (2) par la conduite (1) avec le flux descendant (4), la chambre de mélange (2) comprenant une paroi interne, au moins un premier injecteur (5) de charge hydrocarbonée (6) et une pièce d’encombrement centrale (12) définissant une zone annulaire (13) par laquelle les particules de catalyseur traversent la chambre de mélange (2) ; - alimenter un réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant (3) par la chambre de mélange (2) en un mélange comprenant des particules de catalyseur et de la charge hydrocarbonée (6) ; et
- craquer au moins partiellement la charge hydrocarbonée (6) en présence des particules de catalyseur dans le réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant (3), pour produire un effluent (10) comprenant du catalyseur au moins partiellement coké et des produits gazeux de craquage ;
- dans lequel la chambre de mélange comprend au moins un interne (11) disposé sous l’au moins un premier injecteur (5) et étant adapté pour distribuer le mélange vers la paroi de chambre de mélange (2).
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