WO2009007519A2 - Zone réactionnelle comportant deux risers en parallèle et une zone de séparation gaz solide commune en vue de la production de propylène - Google Patents

Zone réactionnelle comportant deux risers en parallèle et une zone de séparation gaz solide commune en vue de la production de propylène Download PDF

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    • C10G2400/20C2-C4 olefins

Definitions

  • the catalytic cracking process makes it possible to convert heavy hydrocarbon feeds, whose boiling point is generally greater than 340 ° C., into lighter hydrocarbon fractions, by cracking the molecules of the heavy feedstock in the presence of a catalyst. acid.
  • the FCC process produces mainly gasoline and LPG (abbreviation for liquefied petroleum gas) as well as heavier cuts called LCO and HCO.
  • LPG abbreviation for liquefied petroleum gas
  • LCO and HCO lighter cuts
  • One of the FCC co-products is propylene, which is abundant in LPG. Propylene can be separated from other gases produced to feed a petrochemical complex. For several years, strong growth in propylene demand has encouraged refiners to produce more and more propylene by catalytic cracking.
  • This cracking can be carried out in the same reactor as that treating the heavy hydrocarbon feed, or in a dedicated reactor under more favorable operating conditions to produce significant quantities of propylene.
  • the object of the present invention is to describe a reaction zone which makes it possible to integrate the separation of effluents from the reactor converting the heavy fraction with the separation of the effluents from one or more reactors dedicated to the conversion of light cuts. This results in an improvement in the operation of the heavy-cut conversion reactor because the circulation of gas in the dilute phase of this reactor is now controlled, and it is no longer necessary to sweep the low-traffic zone with steam. to eliminate dead zones.
  • the invention also makes it possible to advantageously use the quenching of the conversion reactor (s) of the light cuts to quench the effluents of the heavy-slug conversion reactor.
  • the fluidized bed catalytic cracking reactor elongated tabular form and operating in transported bed
  • iser This term generally describes a reactor in which the flow of gas and catalyst is carried out at an upward co-flow. It is also possible to carry out the reactions in the same elongate tubular reactor operating as a conveyed bed, but in which the gas and the catalyst would flow in downward flow.
  • riser we speak to simplify riser, knowing that this term includes the possibility of operation dropper.
  • the main load of an FCC unit of heavy cuts is generally a hydrocarbon or a mixture of hydrocarbons containing essentially (ie at least 80%) of molecules whose boiling point is greater than 340 ° C.
  • This feed contains quantities of metals (Ni + V) limited generally less than 50 ppm, preferably less than 20 ppm, and a hydrogen content in general greater than 11% by weight. It is also preferable to limit the nitrogen content below the value of 0.5% by weight.
  • the amount of conradson carbon in the load (defined by ASTM D 482) largely determines the design of the FCC unit to meet the thermal balance.
  • the coke yield requires a specific dimensioning of the unit to satisfy heat balance.
  • the conradson carbon of the charge is less than 3% by weight, it is possible to operate the FCC unit by satisfying the thermal balance by burning the coke in a fluidized bed in total combustion.
  • Catalytic cracking of heavy cuts produces effluents ranging from dry gases to a conversion residue.
  • effluents the following cuts are distinguished which are classically defined according to their composition or their boiling point.
  • FCC but having undergone subsequent transformations.
  • oils and animal fats consist of all vegetable oils and animal fats, mainly containing triglycerides and fatty acids or esters, with hydrocarbonaceous fatty chains having a number of carbon atoms of between 6 and 25.
  • oils may be palm, palm kernel, copra, castor oil and cotton oils, peanuts, flax and crambe, coriander, and all oils derived for example from sunflower or rapeseed by genetic modification or hybridization.
  • Fried oils various animal oils such as fish oils, tallow, lard can also be used.
  • feedstocks are almost or completely free of sulfur and nitrogen compounds and do not contain aromatic hydrocarbons.
  • this type of filler, vegetable oil or animal fat can undergo prior to its use in the process according to the invention, a pre-treatment or pre-refining step so as to eliminate by a suitable treatment, various contaminants.
  • the catalytic cracking of light cuts defined as containing at least 80% by weight of molecules whose boiling point is less than 340 ° C., and including the vegetable oils and animal fats of the preceding paragraph, makes it possible to modify significantly the yield structure of an FCC of heavy cuts:
  • the selectivity is displaced.
  • an indirect conversion of the C4-C5 cuts to an olefin-rich C3 cut is carried out.
  • the heat of reaction of the injected light cut modifies the thermal balance of the unit by absorbing heat, which favors the circulation of catalyst because the quantity of coke formed is lower than for heavy cuts .
  • the C / O ratio is increased and the catalytic conversion of the heavy fraction is favored.
  • More stringent conditions mean a higher cracking temperature, a larger catalyst circulation, and a residence time itself higher.
  • the temperature conditions typically 530 ° C-700 ° C
  • C / O typically 10-30
  • residence times typically ls-30s
  • This system makes it possible simultaneously to perform the following operations: the separation of the gas and the particles in the separation chambers, the introduction into the stripper of the bulk of the separated catalyst at the separation chambers through ducts minimizing the hydrocarbon training, the passage of the gas from the separation chambers in the stripping chambers which make it possible to complete the separation between the gas and the catalyst particles, and to mix said gas with the effluents coming from the stripper,
  • FIG. 1 describes a reaction zone comprising two risers; a main riser for cracking a heavy cut and an additional riser for cracking a light cut.
  • the solid gas effluents from the additional riser are discharged into the main reactor in two fractions, one essentially gaseous in the dilute phase of said main reactor where it mixes with the effluents of the main riser, the other essentially solid in the dense phase of the main riser. main reactor.
  • FIG. 2 describes a reaction zone comprising two risers; a main riser for cracking a heavy cut, and an additional riser for cracking a light cut.
  • the gas and solid effluents from the additional riser are discharged together, without separation, into the dilute phase of the main reactor.
  • a main reactor (100) catalytically cracking a heavy load comprising a dilute phase zone (110) containing a) the upper part of the main riser (10) terminating in a rapid separation system (20, 30) followed by a secondary separation system (70), b) a quenching fluid injection device (105) located between the separation system and the secondary separation system, c) a scavenging fluid injection device (104) located in the upper part of the dilute phase (110), said main reactor (100) further comprising in its lower part a dense phase zone (121) for stripping the catalyst,
  • one or more additional risers (210) operating at a higher severity than the main riser (10) and performing the catalytic cracking of light cuts, said additional risers (210) operating in parallel with the main riser (10), the effluents gas and solid or the additional risers (210) being sent to the dilute zone (110) of the main reactor (100).
  • gas and solid effluent or additional risers is meant the assembly formed by the gaseous reaction effluents of the additional riser (s) and the catalyst circulating in the additional riser (s).
  • the effluents of the additional riser (s) (210) are previously separated into a predominantly gaseous phase containing the reaction effluents (221), and a predominantly solid phase containing the cracking catalyst (222), the gas phase being sent to the dilute phase zone (110) of the main reactor (100), and the solid phase being sent to the dense phase zone (121) of the main reactor (100).
  • the essential that is to say more than 70% and preferably more than 80% of the quenching fluid for controlling the temperature of the effluents of the reaction zone, is constituted by the fluid quenching agent (230) injected with the effluents (221) of the additional riser (s).
  • the essential that is to say more than 70%, and preferably more than 80% of the scanning fluid for maintaining a certain current in the dilute phase zone (110) of the main reactor (100) is constituted by the effluents (221) of the (or) additional riser.
  • the temperature (T5) of the dilute phase zone (110) of the main reactor (100) is generally between 490 ° C. and 520 ° C., and that the residence of the reagents counted since the introduction of the heavy load at the bottom of the main riser (10) and the output of the reaction effluents of the main reactor (100) is generally less than 10 seconds.
  • the present invention can also be described as a propylene production process using the reaction zone according to the invention, wherein the main riser charge is a heavy cut, and the charge of at least one of the additional risers is a light cut containing at least 30% by weight of olefins, and at least 80% of the molecules have a boiling point below 340 ° C.
  • the feed of at least one of the additional risers may be a light gasoline (C5-150 ° C) produced at the main riser and containing at least 30% of olefins.
  • the feedstock of at least one of the additional risers may be an oligomerized gasoline produced from the C4 or C5 light olefins from the main riser.
  • the feed of at least one of the additional risers may also be a vegetable oil or an animal fat or any mixture of vegetable oil and animal fat.
  • the reaction zone according to the invention is compatible with a downward vertical flow in the main reactor and the additional riser (s).
  • riser is replaced by that of dropper.
  • dilute phase zone (110) and dense phase zone (121) will be replaced respectively by dense zone (110) and diluted zone (121).
  • One of the hydrodynamic consequences of the reaction zone according to the invention is that it becomes possible to use the effluents of the additional riser (s) as quenching fluid. effluents from the main reactor.
  • the essential that is to say more than 70% and preferably more than 80% of the quenching fluid of the main reactor, is injected with the effluents (221) of the (or more) additional riser. It is even possible in a particular case that all of the quenching fluid (230) is injected with the effluents of the additional riser (s).
  • reaction zone according to the invention Another hydrodynamic consequence of the reaction zone according to the invention is that it is possible to eliminate the flushing fluid (104) in the dilute phase of the main reactor.
  • An object of the present invention is to allow simultaneous control of the residence time of the effluents of the main riser (10) and the additional riser (s) (210), by carrying out by the common rapid separation system a residence time. short for all effluents.
  • Another object of the present invention is to improve the operation of the main reactor (100) by intense scanning of the dilute phase (110) of said main reactor (100) under controlled temperature conditions.
  • Another advantage of the present invention lies in the fact that the gaseous effluents from the main riser (10) remain better confined in the fast separator, and can not escape into the diluted zone (110) located around said fast separator , which is a guarantee of better control of the residence time of the latter in the rapid separation system.
  • the reaction zone will be called the assembly constituted by the main riser used for the catalytic cracking of a heavy hydrocarbon fraction, the additional riser (s) for cracking light hydrocarbon fractions under more severe conditions. those of the cracking of the heavy cut, and the rapid separation system located at the end of the main riser and which is common to all the risers.
  • Reactor, or sometimes main reactor to avoid any ambiguity is called the assembly formed by the upper part of the main riser, the rapid separation system installed in main riser outlet, the cyclones connected to the rapid separation system, and the dense stripping bed located in the lower part of the reactor, (also called stripper).
  • the reactor defined in this way is contained in an enclosure (100) thus comprising a diluted zone denoted (110) and a dense zone, or stripper, denoted (121).
  • the reactor will be identified by simplification with the enclosure (100) which delimits it.
  • the reaction zone which is the subject of the present invention can therefore be defined as the meeting of the main reactor (100) and the additional riser (s) (210).
  • the present invention therefore describes a reaction zone consisting of a main riser (10) for catalytic cracking of a heavy hydrocarbon fraction (hereinafter referred to as the heavy load text), and of one or more additional risers (210). ) for cracking light cuts, these cuts may be naphthas of any origin, partially unsaturated hydrocarbons such as C4 or C5 olefins, previously oligomerized, or finally vegetable oils or animal fats.
  • the reaction zone according to the invention is characterized in that the separation of the solid gas effluents from the main riser and the additional riser (s) is carried out by means of a common rapid separation system.
  • FIG. 1 shows an embodiment of the reaction zone according to the present invention.
  • the main riser (10) terminates in a rapid separation system comprising a flushing device (104) and a quenching device (105) for the effluents.
  • a flushing device (104) for the operation of this fast separator to be optimal, it is necessary to have a volume flow of gas from the stripper (120) sufficient through the openings (26) connecting the stripping chambers (30) to the diluted zone (110). ) of the main reactor (100). Indeed, the upward gas flow through these openings (26) can contain in the stripping chamber (30) hydrocarbons from the riser (10).
  • a gaseous fluid can be injected at the top of the reactor (104), making it possible to constantly renew the gaseous volume in the zone (110), and thus to avoid accumulation of hydrocarbons liable to degrade thermally.
  • the gas injected at the top of the reactor (104), called the flushing gas is generally steam, but may also be another light gas that does not degrade thermally under the conditions encountered in the diluted zone (110), typically 400. -550 0 C.
  • the present invention provides a solution to largely replace all or the purge gas (104) by the gaseous effluents from the (or more) additional risers (210) in which is cracked light cuts with high severity.
  • the regenerated catalyst (1) from the regeneration zone (not shown in FIG. 1) is introduced at the lower end of the riser (10).
  • the catalyst is maintained in the fluidized state by incondensable aeration gases at the temperature and pressure conditions of the bottom of the riser (10). It can be accelerated to optimize the contact with the heavy load by an injection (11) of a substantially gaseous fluid (steam, light hydrocarbon).
  • a substantially gaseous fluid steam, light hydrocarbon
  • the heavy charge is introduced into the reaction zone in contact with the catalyst by means (12) for atomizing in fine droplets said charge in the liquid state. It is possible to introduce a substantially liquid fluid by means (13, 14) arranged downstream (in the flow direction of the reaction fluids) of the injection of the heavy load (12).
  • this liquid (13), (14) will lower the temperature of the reaction medium, which will optimize the temperature profile along the riser (10). Under the effect of cracking reactions, an axial speed profile is established which makes it possible to transport the catalyst over the entire length of the riser (10).
  • a rapid separation device (20, 30) consisting of an arrangement of one or more chambers separation member (20) alternating with one or more stripping chambers (30) disposed around the upper end of the riser (10).
  • the solid gas mixture from the riser (10) enters the separation chamber (20) through the inlet section (21), and under the effect of the centrifugal force, the solid particles migrate to the outer walls of the chamber separation device (20) thereby allowing the gas to be disengaged.
  • the solid particles leave the separation chamber (20) through the downwardly directed catalyst outlets (22) and join the dense stripping bed (121).
  • the gas winds around a deflector (23) and exits the separation chamber (20) laterally through an opening (25) for communication with the adjacent stripping chamber (30).
  • the speed of the solid-gas mixture in the inlet section (21) of the separation chambers (20) is generally between 10 m / s and 40 m / s, and preferably between 15 m / s and 25 m / s.
  • the surface flux of catalyst in the outlet section (22) of the separation chambers (20) is generally between 10 kg / s.m2 and 300 kg / s.m2, and preferably between 50 kg / s.m2 and 200 kg / s.m2, so as to limit the parasitic entrainment of hydrocarbon vapors with the catalyst.
  • the speed of the gas through the opening (25) is generally between 10 m / s and 40 m / s, and preferably between 15 m / s to 30 m / s.
  • the gas passing through the stripping chamber (30) is mixed with the gas from the stripper (121) which enters the stripping chamber (30) through the opening (26) at the bottom of the stripping chamber ( 30). It should be noted that the gas from the stripper (121) can only be evacuated through the openings (26). Any small portion of the gas from the stripper which would flow against the catalyst through the outlets (22), would then end up in the stripping chamber (30).
  • All the gases issuing from the stripping chambers (30) are discharged via a common outlet (29) located in the upper part of the stripping chambers (30) communicating via the vertical (40, 60) and then horizontal (73) conduits. with the secondary separation system, generally realized by means of cyclones (70). It is possible to position on the vertical ducts (40, 60) mechanical means (50) for the absorption of the differential expansion between the upper part of the riser (10) and the lower part of the riser (10).
  • the solids concentration of the gases entering the cyclones (70) is generally of the order of 4 times lower than in the upper part of the riser (10).
  • the effluents that are dedusted after passing through the cyclones (70) are then discharged from the reactor through conduits (71, 80) and leave the main reactor (100) via the line (101), generally placed at the top of said reactor (100). .
  • the residence time of the reaction fluids from introduction to the bottom of the main riser (10) to the outlet of the reactor (100) is generally less than 10 seconds.
  • this cooling fluid (105) can also be injected at the level of the duct (60) or the duct (73).
  • This cooling fluid also called quenching fluid, is generally a hydrocarbon that can vaporize under the conditions of the zone where it is injected.
  • This fluid may be for example LCO (abbreviation of light cycle oil) from the main cracking.
  • Structured packing members or internals (140) promoting countercurrent contact between the descending catalyst and the ascending vapor may be integrated at different points in the stripping zone (121). Stripping steam and desorbed hydrocarbons leave the stripping zone (121) to the dilute zone (110) of the reactor (100).
  • the stripped catalyst is removed from the stripping zone (121) via the pipe (103) to reach the regeneration zone (not shown in FIG. 1).
  • An elongate tabular riser (210) is disposed substantially parallel to the main riser (10) for catalytic conversion of a light cut.
  • Figure 1 there is shown a single additional riser, but the invention includes the case where several additional risers are arranged substantially parallel to the main riser (10), each additional riser can crack a different light load.
  • the additional riser (210) is supplied by a catalyst stream (201) from the same regeneration zone (not shown in FIG. 2) that is used to regenerate the catalyst circulating in the main riser (10).
  • Essentially gaseous fluids (211) may be introduced to condition the fluidized flow of the catalyst at the inlet of the riser (210).
  • the light cut (212) to be cracked is introduced into the riser (210) by means promoting a homogeneous contact between the light load (212) and the catalyst.
  • These means for introducing the light cut to crack (212) can be of the same type as those used for introducing the heavy load (12) into the main riser (10).
  • other light cuts (not shown in Figure 1) may be introduced downstream of the introduction of the light cut (212) along the additional riser (210) to also react with the catalyst.
  • the deactivation of the catalyst is lower on light cuts, mainly because of a lower coke deposition, and it is possible to inject, for example, higher reactivity charges downstream of the first light load injection. (212).
  • a primary solid gas separator (220) is implanted at the outlet of the additional riser (210).
  • this solid-gas separation system is represented by a cyclone (220), but any other solid-gas separation system, for example a disengaging device such as a tee located at the upper end of the riser (210).
  • This separator (220) generally makes it possible to recover at least 70% of the solid particles which are reintroduced into the main reactor through the outlet (222) of the separator, close to the level of the fluidized bed of the stripping zone (121) of the main reactor. (100).
  • the term proximity means a distance of plus or minus 5 meters, and preferably of plus or minus 3 meters, above or below the level of the dense bed of the stripping zone (121) of the main reactor (100).
  • the dedusted effluents (221) are reintroduced into the dilute phase (110) of the main reactor (100) at any level of said diluted phase (110), but preferably in the upper part of said zone. Since the thermal level in the additional riser (210) is generally substantially higher than the thermal level in the main riser (10), the injection of a quenching fluid (230) makes it possible to limit the temperature of the effluent (221). This quenching fluid is generally introduced into the outlet duct of the separation member (220). It is thus possible to sufficiently cool the effluents (221) to prevent their thermal degradation downstream of the additional riser (210).
  • the cooled effluent from the additional riser (210) sweeps the diluted zone (110) of the main reactor (10) and passes through the openings (26) of the stripping chambers (30) where they join the gaseous effluents from the main reactor ( 100).
  • the injection of the quenching fluid (230) not only makes it possible to reduce the effluent temperature of the additional riser (210), but also to lower the effluent temperature of the main riser (10) to a satisfactory level, which makes it possible to reduce the amount of quenching fluid (105) to be injected into the dilute zone (110) of the main reactor (100).
  • the quenching fluid (105) can be removed.
  • the injection of the quenching fluid (230) mixed with the effluents of the additional riser (210) makes it possible to lower the temperature in the effluents of the main riser at the level of the stripping chamber (30), and not in the pipes located in downstream of said chamber as is done by means of the fluid (105). This results in an increased efficiency of mixing between the two gaseous effluents, one "hot” from the main riser, and the other already cooled, from the additional riser.
  • This advantage is very important because it is thus possible to lower the temperature of the reaction effluents upstream of the stripping chambers (30) more efficiently than in the prior art, ie without having to vaporize the quenching liquid. (105) since the effluents of the already cooled additional riser (ie the flow (221) added to the quench stream (230)) are all in the vapor state.
  • Another advantage of the invention is that, thanks to this device, the diluted zone (110) of the main reactor (100) is well swept, and its temperature is now controlled by the injection of the quenching fluid (230). Indeed, it is undesirable for the temperature in the dilute zone (110) of the main reactor to be less than 400 ° C., since the risks of condensation of the gaseous hydrocarbon effluents increase considerably at this temperature level.
  • the advantage of using the effluents of the additional riser (s) (210) to sweep the dilute phase (110) of the main reactor is that the temperature of this effluent is sufficiently low to limit the thermal degradation by the injection of the quenching fluid (230) from the outlet of the additional riser (s), but high enough to limit the risk of hydrocarbon condensation.
  • the effluent temperature of the additional riser (s) is in the range 500 ° C. to 550 ° C.
  • the reaction zone according to the invention is improved relative to that of the prior art, because in the configuration of the prior art, it is necessary to inject a flushing fluid such as steam (104) to scan the diluted zone (110).
  • a flushing fluid such as steam (104)
  • a low flow of purge vapor (104) generally leads to a poor sweeping of the diluted zone (110) of the reactor (100), and a high flow of steam (104) leads to a good sweep, but at the risk of cooling the diluted zone (110) too much.
  • the scanning rate (104) according to the technology of the prior art, is therefore difficult to adjust.
  • the device according to the invention overcomes this disadvantage since the reaction effluents (221) from the additional riser (210) make it possible to replace a large part, ie at least 70%, and preferably at least 80%. %, the scanning fluid (104). In some cases the sweeping fluid (104) may even be completely replaced.
  • the thermal level of the flushing gas is adjusted by the amount of quenching fluid (230).
  • the device according to the invention makes it possible to decouple the amount of sweeping fluid necessary to ensure a sufficient sweep of the diluted zone (110) of the main reactor (100),
  • the temperature of the circulating effluents in the diluted zone (110) is now substantially controlled by the quenching fluid (230).
  • a decrease in the quenching fluid flow rate (105) at the main reactor (100) which can be largely replaced, that is to say more than 70% and more preferably 80%, by the quenching fluid (230) injected with the effluents (221) of the (or more) additional riser.
  • FIG. 2 shows another embodiment of the invention, the difference with the embodiment described in FIG. 1 being that the reaction effluents (250) coming from the additional riser (210) do not undergo separation. and are sent directly to the diluted zone (110) of the main reactor (100). The quenching (230) at the outlet of the additional riser (210) is now carried out over the entire effluent (250) of the additional riser (210).
  • the solid gas separation is then naturally carried out by sedimentation in the dilute zone (110) of the main reactor (100). It is then necessary to inject larger quantities of quenching fluid (230) to reach the same thermal level in the diluted zone (110), the cooling then affecting not only the vapors, but also the totality of the catalyst circulating in the reaction zone of the additional reactor (210).
  • the filler is a non-hydrotreated atmospheric residue of which more than 90% by weight distills above 360 ° C.
  • the density of the residue is 935 kg / m3 and the hydrogen content is 12.1% by weight.
  • the Conradson carbon content of the heavy load is 5.7% by weight.
  • the catalyst considered for all the examples is an equilibrium catalyst containing ultra stable zeolite USY, characterized by an active surface area of 150 m 2 / g, distributed over
  • the heavy metal content on the equilibrium catalyst is 4000 ppm V and 2000 ppm Ni.
  • Example 1B is according to the prior art since it comprises only one main riser treating the heavy load of Table 1.
  • Examples 2B, 3B and 4B are also according to the prior art since they correspond to the treatment of recycled cuts from the main riser, in an additional riser but not coupled to the main riser.
  • Examples 2C, 3C and 4C are according to the invention since they correspond to the treatment of recycled cuts from the main riser in an additional riser this time coupled to the main riser within the meaning of the present invention.
  • Example IB (Prior Art) In Example 1B, we simulated the catalytic cracking of the heavy charge described in Table 1 using a single reactor, provided at its upper end with a rapid separation system such as the one described in FIG. after Figure 1.
  • Example 2 we simulated the catalytic cracking of the heavy load in the main riser, and the catalytic cracking of light cuts in an additional riser, either independent of the main riser (case 2B according to the prior art), or coupled to the main riser (case 2C according to the invention) within the meaning of the present invention.
  • T3 Temperature after main riser quenching (T3) 525 ° C 525 ° C
  • T4 Temperature after additional quenching (T4) 525 ° C 51O 0 C
  • Example 2 it can be seen that the coupling of the two risers increases both the production of gasoline and the production of propylene.
  • the increase of 0.5 points in propylene, taking into account the tonnages is in fact quite significant
  • the distribution of the flow of quenching fluid between the main riser and the additional riser is modified, the quenching fluid being 82% injected at the level of the additional riser, which makes it possible to eliminate the sweeping fluid in case 2C, and to control more effectively the end of the reactions at the outlet of the additional riser.
  • the temperature after quenching (T4) is 510 0 C instead of 525 ° C while maintaining the same temperature (T3) of overall output of the reactor 525 ° C.
  • the temperature (T5) of the dilute phase of the principal reactor is now 510 0 C instead of 485 ° C, which allows to maintain a reasonable temperature level in the dilute phase in having a much higher sampling rate than in the case 2B, where the diluted phase is swept by only 2.5 t / h of steam.
  • the sweep rate corresponds to the secondary riser feed rate and the additional riser quench rate, ie about 180 t / h.
  • Example 3 we simulated the catalytic cracking of the heavy load in the main riser, and the catalytic cracking of several light cuts in an additional riser, which is independent of the main riser (case 3B according to the prior art), or coupled to the main riser (case 3 C according to the invention).
  • the sections recycled to the additional riser consist of the following effluents:
  • T3 Temperature after main riser quenching (T3) 525 ° C 525 0 C
  • T4 Temperature after additional quenching (T4) 525 ° C 510 0 C
  • Example 3 it can be seen that the coupling of the two risers increases both the production of gasoline and the production of propylene.
  • the 1.1 percentage point increase in propylene, given tonnages is actually quite significant.
  • the temperature (T5) of the dilute phase of the main reactor is now 51O 0 C instead of 485 0 C, which makes it possible to maintain a reasonable thermal level in the diluted phase by having a much higher sweep rate than in the case 3B, where the diluted phase is swept only by 2.5t / h of steam.
  • the sweep rate corresponds to the feed rate of the secondary riser and the additional riser quenching flow rate of approximately 295 t / h.
  • Example 4 we simulated the catalytic cracking of the heavy load in the main riser, and the catalytic cracking of several light cuts in an additional riser, which is independent of the main riser (case 4B according to the prior art), or coupled to the main riser (case 4C according to the invention) within the meaning of the present invention.
  • the sections recycled to the additional riser consist of the following effluents:
  • a C6 + 220 0 C gasoline cut from the main heavy-feed conversion riser recycled to 25% of all the gasoline produced in the complex constituted by the two reactors (compared to 50% in the example 2) an oligomerized gasoline fraction consisting essentially of olefins long of at least 8 carbon atoms, resulting from the oligomerization of all the C4 and C5 cuts produced at the main reactor for converting the heavy load.
  • a hydrocarbon fraction consisting of a soybean oil, a Cl 8 trigylceride structure, having a olefinicity of 53% of the chains supplied to the second riser at a flow rate of 62 t / h.
  • the flow of light hydrocarbons to the second riser is constant and consists of 73 t / h of gasoline from FCC and oligomerization of C4-C5 olefins to polynaphtha and 62t / h of soybean oil.
  • Example 4 it can be seen that the coupling of the two risers also increases both the production of gasoline and the production of propylene.
  • the increase of 0.5 points in propylene, taking into account the tonnages is in fact quite significant
  • the distribution of the flow of quenching fluid between the main riser and the additional riser is modified, the quenching fluid being injected at 82% at the level of the additional riser, which makes it possible to eliminate the sweeping fluid in the 4C case, and to control more effectively the end of the reactions at the outlet of the additional riser.
  • the temperature (T4) after quenching is 510 0 C instead of 525 ° C, while maintaining the same temperature (T3) overall output of the reactors of 525 ° C.
  • the temperature (T5) of the dilute phase of the main reactor is now 50 ° C. instead of 485 ° C., which makes it possible to maintain a reasonable thermal level in the diluted phase. having a sweeping rate much greater than in the case 4B, where the diluted phase is swept only by 2.5t / h of steam.
  • the sweep rate corresponds to the secondary riser feed rate and the additional riser quench rate, ie about 180 t / h.
  • the sweeping of the diluted phase around the additional riser is also no longer necessary.
  • the comparison of the cases 4B and 4C further shows that the integration of the rapid separation and quenching systems according to the invention makes it possible to increase the circulation of catalyst, the C / O going from 4.9 to 5.1 in the main riser and 7.2 to 7.7 in the secondary riser. It is also noted that it is no longer necessary to use a cat-cooler to extract heat from the regenerator as in case IB, the cracking of the light loads in the second riser making it possible to extract enough calories from the reaction zone. overall.

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Abstract

La présente invention décrit une zone réactionnelle comportant au moins deux réacteurs fluidisés, l'un principal pour le craquage d'une coupe hydrocarbonée lourde, l'autre additionnel pour le craquage d'une ou plusieurs coupes légères, les effluents des deux réacteurs étant traités dans une zone de séparation gaz solide et de trempe commune. Il en résulte un niveau de performances accru grâce à un contrôle optimisé des réactions de dégradation thermique dans la zone réactionnelle.

Description

ZONE RÉACTIONNELLE COMPORTANT DEUX RISERS EN PARALLÈLE ET UNE ZONE DE SEPARATION GAZ SOLIDE COMMUNE EN VUE DE LA PRODUCTION DE PROPYLENE
DOMAINE DE L'INVENTION
Le procédé de craquage catalytique (FCC) permet de convertir des charges hydrocarbonées lourdes, dont la température d'ébullition est généralement supérieure à 340°C, en fractions hydrocarbonées plus légères, par craquage des molécules de la charge lourde en présence d'un catalyseur acide. Le procédé FCC produit essentiellement de l'essence et des GPL ( abréviation de gaz de pétrole liquéfié) ainsi que des coupes plus lourdes notées LCO et HCO. Un des coproduits du FCC est le propylène, que l'on trouve en quantité abondante dans les GPL. Le propylène peut être séparé des autres gaz produits en vue d'alimenter un complexe pétrochimique. Depuis plusieurs années, la croissance forte de la demande en propylène incite les raffineurs à produire de plus en plus de propylène par craquage catalytique. Une solution connue consiste à craquer une coupe hydrocarbonée plus légère que la charge principale et contenant préférentiellement une quantité significative d'oléfines longues, généralement à 5 atomes de carbone ou plus (notée C5=+), ladite coupe provenant de l'essence produite par le craquage de charges lourdes au FCC, ou d'une unité d'oligomérisation d'oléfines C4=+, ou de tout autre procédé produisant des oléfines longues.
Ce craquage peut être réalisé dans le même réacteur que celui traitant la charge hydrocarbonée lourde, ou dans un réacteur dédié dans des conditions opératoires plus favorables pour produire des quantités significatives de propylène. L'objet de la présente invention est de décrire une zone réactionnelle qui permet d'intégrer la séparation des effluents du réacteur convertissant la coupe lourde avec la séparation des effluents provenant d'un ou plusieurs réacteurs dédiés à la conversion des coupes légères. Il en résulte une amélioration du fonctionnement du réacteur de conversion de la coupe lourde car la circulation de gaz dans la phase diluée de ce réacteur est maintenant contrôlée, et il n'est alors plus nécessaire de balayer cette zone de faible circulation par de la vapeur pour éliminer les zones mortes. L'invention permet en outre d'utiliser avantageusement la trempe du ou des réacteurs de conversion des coupes légères pour tremper les effluents du réacteur de conversion des coupes lourdes.
Dans la suite du texte, le réacteur de craquage catalytique en lit fluidisé, de forme tabulaire allongée et fonctionnant en lit transporté, sera appelé selon le vocabulaire de l'homme du métier "riser". Ce terme décrit en général un réacteur dans lequel l'écoulement du gaz et du catalyseur s'effectue à co-courant ascendant. Il est également possible de mettre en oeuvre les réactions dans le même réacteur tubulaire allongé fonctionnant en lit transporté, mais dans lequel le gaz et le catalyseur s'écouleraient en écoulement descendant. Dans la suite du texte, on parlera pour simplifier de riser, en sachant que ce terme inclut la possibilité d'un fonctionnement en dropper.
La charge principale d'une unité de FCC de coupes lourdes est généralement un hydrocarbure ou un mélange d'hydrocarbures contenant essentiellement (c'est à dire au moins 80%) de molécules dont le point d'ébullition est supérieur à 3400C. Cette charge contient des quantités de métaux (Ni+ V) limitées généralement inférieures à 50 ppm, préférentiellement inférieures à 20 ppm, et une teneur en hydrogène en général supérieure à 11 %poids. Il est également préférable de limiter la teneur en azote sous la valeur de 0,5% poids.
La quantité de carbone conradson de la charge ( défini par la norme ASTM D 482) conditionne en grande partie le dimensionnement de l'unité de FCC pour satisfaire le bilan thermique.
En fonction de la teneur en carbone conradson, de la charge, le rendement en coke nécessite un dimensionnement spécifique de l'unité pour satisfaire de bilan thermique. Ainsi, si le carbone conradson de la charge est inférieur à 3% poids, il est possible d'opérer l'unité de FCC en satisfaisant le bilan thermique en brûlant le coke dans un lit fluidisé en combustion totale.
Pour les charges plus lourdes de carbone conradson supérieur à 3% poids, on peut mettre en oeuvre d'autres solutions permettant de satisfaire le bilan thermique, telle que la régénération en combustion partielle, la combinaison d'une régénération partielle en défaut d'air avec une régénération en excès d'air, ou encore la double régénération du procédé R2R. L'injection de coupes craquées recyclées au riser qui par leur vaporisation absorbent les calories excédentaires est également une solution possible pour satisfaire le bilan thermique. Enfin, la mise en place d'échangeurs (généralement appelés "cat cooler" dans la terminologie anglo saxonne), dans la zone de régénération permet d'absorber une partie des calories excédentaires, par exemple en produisant de la vapeur et en refroidissant le catalyseur. On peut en utilisant une ou plusieurs des technologies précédentes, convertir par craquage catalytique des coupes lourdes ayant un carbone inférieur à 15 % poids, et préférentiellement inférieur e 10%poids.
Le craquage catalytique des coupes lourdes produit des effluents allant des gaz secs à un résidu de conversion. On distingue parmi les effluents les coupes suivantes qui sont définies classiquement en fonction de leur composition ou de leur température d'ébullition.
-les gaz secs et acides (essentiellement: H2, H2S, Cl, C2) -les gaz de pétrole liquéfiés contenant les molécules en C3-C4
-les essences contenant les hydrocarbures plus lourds dont le point d'ébullition est inférieur à 220°C (point de coupe standard)
-les gazoles d'intervalle d'ébullition standard 220-360°, qui sont très aromatiques et de ce fait dénommés LCO (light cycle oil) -le résidu de conversion, de point d'ébullition supérieur à 36O0C.
Il est possible de recycler certaines de ces coupes pour les recraquer catalytiquement.
On peut ainsi recycler des coupes directement produites au FCC, ou des coupes produites au
FCC mais ayant subi des transformations ultérieures. Par exemple, il est possible de craquer l'essence légère de FCC, d'intervalle d'ébullition C5-150°C, et riche en oléfines, pour favoriser la production de propylène.
On peut également séparer des effluents une coupe riche en molécules C4-C5, oligomériser les oléfines de cette coupe, et craquer ensuite les oligomérats.
On peut également envisager de récupérer le LCO, de l'hydrogéner puis de craquer cette coupe dont les propriétés sont modifiées et plus favorables au craquage catalytique.
De nombreuses combinaisons sont possibles. Il est également envisageable d'injecter au FCC des coupes légères provenant d'autres procédés pour les convertir catalytiquement. Ainsi, à titre d'exemple, on peut envisager de craquer catalytiquement des naphtas pétrochimiques.
II est également possible de craquer catalytiquement des coupes légères hydrocarbonées provenant de sources végétales ou animales. Ces charges sont constituées par l'ensemble des huiles végétales et des graisses animales, contenant essentiellement des triglycérides et des acides gras ou des esters, avec des chaînes grasses hydrocarbonées ayant un nombre d'atomes de carbone compris entre 6 et 25. Ces huiles peuvent être les huiles de palme, de palmiste, de coprah, de ricin et de coton, les huiles d'arachides, de lin et de crambe, de coriandre, et toutes les huiles issues par exemple du tournesol ou du colza par modification génétique ou hybridation.
Les huiles de fritures, les huiles animales variées comme les huiles de poisson, le suif, le saindoux peuvent également être utilisées.
Ces charges sont quasiment ou totalement exemptes de composés sulfurés et azotés et ne contiennent pas d'hydrocarbures aromatiques. De manière avantageuse, ce type de charge, huile végétale ou graisse animale, peut subir préalablement à son utilisation dans le procédé selon l'invention, une étape de prétraitement ou pré-raffinage de façon à éliminer par un traitement approprié, divers contaminants.
Le craquage catalytique de coupes légères définies comme contenant au moins 80% poids de molécules dont le point d'ébullition est inférieur à 34O0C, et incluant les huiles végétales et graisses animales du paragraphe précédent, permet de modifier significativement la structure de rendement d'un FCC de coupes lourdes:
-d'une part, la sélectivité est déplacée. Par exemple, en oligomérisant une coupe C4-C5 que l'on craque ensuite, on réalise une conversion indirecte des coupes C4-C5 vers une coupe C3 riche en oléfines
-d'autre part, la chaleur de réaction de la coupe légère injectée modifie le bilan thermique de l'unité en absorbant de la chaleur, ce qui favorise la circulation de catalyseur car la quantité de coke formée est plus faible que pour des coupes lourdes. Le rapport C/O s'en trouve augmenté et la conversion catalytique de la coupe lourde est favorisée.
EXAMEN DE L'ART ANTERIEUR
II est connu de l'homme du métier que le craquage catalytique des coupes légères est favorisé par des conditions en général plus sévères que celui des coupes lourdes.
On entend par conditions plus sévères une température de craquage plus élevée, une circulation de catalyseur plus importante, et un temps de séjour lui même plus élevé.
A titre d'exemple, pour craquer efficacement une essence, considérée comme coupe légère, les conditions de température (typiquement 530°C-700°C), de C/O (typiquement 10-30), et de temps de séjour (ls-30s) sont nettement plus sévères que celles utilisées pour le craquage des coupes lourdes.
La combinaison de deux zones réactionnelles indépendantes permettant de craquer des coupes pétrolières différentes dans des conditions de sévérité différentes, est connue de l'homme du métier. Il est ainsi possible de craquer dans un réacteur principal une coupe lourde d"hydrocarbures produisant des quantités importantes d'essences et de GPL, et de recraquer dans un réacteur secondaire dédié une partie de l'essence produite contenant des oléfines longues C5+ qui sont particulièrement réactives pour produire du propylène. Il est également possible de recraquer dans un réacteur secondaire dédié une partie des oléfines C4-C5, oligomérisés au préalable pour former des oléfines longues.
Ce recraquage permet d'accroire considérablement la production de propylène, sans détériorer le rendement global en essence, si la coupe recyclée dans le réacteur secondaire est constituée d'oligomérats des coupes C4-C5 particulièrement réactifs. Il est également connu de l'homme du métier que l'ajout dans le catalyseur de FCC, (constitué essentiellement de zéolithe USY favorisant le craquage catalytique vers la production d'essence), de zéolithes particulières à sélectives de forme, telle que la ZSM5, permet de favoriser la production de propylène.
A la sortie du riser, les effluents gazeux sont séparés des particules de catalyseur, afin de stopper les réactions catalytiques et d'évacuer rapidement les effluents gazeux du réacteur. II convient également de limiter au maximum la dégradation thermique des effluents résultant de leur exposition prolongée à un niveau de température proche de celui rencontré à la sortie du riser. A ces fins, des technologies de séparation gaz solide ont été développées pour favoriser le désengagement rapide des effluents gazeux et du catalyseur à la sortie du riser. Ainsi, le brevet EP 1,017,762 décrit un système de séparation gaz solide comportant un ensemble de chambres de séparation et de chambres de stripage agencées de manière alternée autour du riser. Ce système permet de réaliser simultanément les opérations suivantes: la séparation du gaz et des particules dans les chambres de séparation, - l'introduction dans le stripeur de l'essentiel du catalyseur séparé au niveau des chambres de séparation à travers des conduits minimisant l'entraînement d'hydrocarbures, - le passage du gaz depuis les chambres de séparation dans les chambres de stripage qui permettent de parfaire la séparation entre le gaz et les particules de catalyseur, et de mélanger ledit gaz aux effluents provenant du stripeur,
- l'évacuation rapide de l'ensemble des effluents gazeux issus du stripeur et des chambres de stripage vers les cyclones du réacteur pour une séparation ultime avant la sortie du réacteur.
Il est également possible d'effectuer la trempe des effluents de réaction pour limiter la dégradation thermique des effluents d'une zone réactionnelle de FCC. Ainsi, les brevets US5089235,US 5087427,US5043058 et WO91/14752 décrivent des dispositifs permettant de baisser la température en aval de la zone réactionnelle, et ainsi de limiter les réactions de craquage thermique. On peut ainsi, en aval d'une séparation gaz-particules, injecter un hydrocarbure qui se vaporise au contact des effluents de la zone réactionnelle et refroidit ainsi le milieu. Cette injection peut s'effectuer dans la sortie des gaz du séparateur, ou dans la phase diluée du réacteur.
DESCRIPTION SOMMAIRE DES FIGURES
La figure 1 selon l'invention décrit une zone réactionnelle comprenant deux riser; un riser principal de craquage d'une coupe lourde et un riser additionnel de craquage d'une coupe légère. Les effluents gaz solide du riser additionnel sont déchargés dans le réacteur principal en deux fractions, l'une essentiellement gazeuse dans la phase diluée dudit réacteur principal où elle se mélange avec les effluents du riser principal, l'autre essentiellement solide dans la phase dense du réacteur principal.
La figure 2 selon l'invention décrit une zone réactionnelle comprenant deux riser; un riser principal de craquage d'une coupe lourde, et un riser additionnel de craquage d'une coupe légère. Les effluents gaz et solide du riser additionnel sont déchargés ensemble, sans séparation, dans la phase diluée du réacteur principal.
DESCRIPTION SOMMAIRE DE L'INVENTION La présente invention peut être décrite comme une zone réactionnelle comportant:
- un réacteur principal (100) effectuant le craquage catalytique d'une charge lourde, comprenant une zone de phase diluée (110) contenant a) la partie supérieure du riser principal (10) se terminant par un système de séparation rapide (20, 30) suivi d'un système de séparation secondaire (70), b) un dispositif d'injection d'un fluide de trempe (105) situé entre le système de séparation rapide et le système de séparation secondaire, c) un dispositif d'injection d'un fluide de balayage (104) situé dans la partie supérieure de la phase diluée (110), ledit réacteur principal (100) comportant en outre dans sa partie inférieure une zone de phase dense (121) permettant le stripage du catalyseur,
- un ou plusieurs riser additionnels (210) travaillant à plus haute sévérité que le riser principal (10) et effectuant le craquage catalytique de coupes légères, lesdits risers additionnels (210) fonctionnant en parallèle du riser principal (10), les effluents gaz et solide du ou des risers additionnels (210) étant envoyés dans la zone diluée (110) du réacteur principal (100).
Par effluent gaz et solide du ou des risers additionnels on entend l'ensemble formé par les effluents réactionnels gazeux du ou des risers additionnels et le catalyseur circulant dans le ou les risers additionnels.
Selon une variante préférée de la présente invention, les effluents du ou des risers additionnels (210) sont préalablement séparés en une phase majoritairement gazeuse contenant les effluents réactionnels (221), et une phase majoritairement solide contenant le catalyseur de craquage (222), la phase gazeuse étant envoyée dans la zone de phase diluée (110) du réacteur principal (100), et la phase solide étant envoyée dans la zone de phase dense (121) du réacteur principal (100).
Selon une autre variante préférée de la présente invention, l'essentiel, c'est à dire plus de 70 % et préférentiellement plus de 80 % du fluide de trempe permettant de contrôler la température des effluents de la zone réactionnelle, est constitué par le fluide de trempe (230) injecté avec les effluents (221) du ( ou des) riser additionnel.
Selon une autre variante préférée de la présente invention, l'essentiel, c'est à dire plus de 70 %, et préférentiellement plus de 80 % du fluide de balayage permettant de maintenir un certain courant dans la zone de phase diluée (110) du réacteur principal (100) est constitué par les effluents (221) du (ou des) riser additionnel. II résulte des caractéristiques de la zone réactionnelle selon l'invention que la température (T5) de la zone de phase diluée (110) du réacteur principal (100) est généralement comprise entre 4900C et 5200C, et que le temps de séjour des réactifs compté depuis l'introduction de la charge lourde au bas du riser principal (10) et la sortie des effluents réactionnels du réacteur principal (100) est généralement inférieur à 10 secondes.
La présente invention peut également être décrite comme un procédé de production de propylène faisant appel à la zone réactionnelle selon l'invention, dans lequel la charge du riser principal est une coupe lourde, et la charge d'au moins un des riser additionnels est une coupe légère contenant au moins 30 % poids d'oléfines, et dont au moins 80% des molécules ont un point d'ébullition inférieur à 340°C.
Selon une variante de la présente invention, la charge d'au moins un des riser additionnels peut être une essence légère ( C5-150°C) produite au riser principal et contenant au moins 30% d'oléfines.
Selon une autre variante de la présente invention, la charge d'au moins un des riser additionnels peut être une essence oligomérisée produite à partir des oléfines légères C4 ou C5 issues du riser principal.
Enfin, selon une autre variante de l'invention, la charge d'au moins un des risers additionnels peut également être une huile végétale ou une graisse animale ou un mélange quelconque d'huile végétale et de graisse animale.
La zone réactionnelle selon l'invention est compatible avec un écoulement vertical descendant dans le réacteur principal et le ou les risers additionnels. Dans ce cas, usuellement, le terme riser est remplacé par celui de droppeur. Pour ne pas alourdir le vocabulaire, on conservera néanmoins le terme de riser même dans le cas particulier d'un écoulement descendant. De même, les expressions zone de phase diluée (110) et zone de phase dense (121) seront remplacées respectivement par zone dense (110) et zone diluée (121).
Une des conséquences hydrodynamiques de la zone réactionnelle selon l'invention est qu'il devient possible d'utiliser les effluents du ou des risers additionnels comme fluide de trempe des effluents du réacteur principal. Ainsi, l'essentiel, c'est à dire plus de 70 % et préférentiellement plus de 80% du fluide de trempe du réacteur principal, est injecté avec les effluents (221) du ( ou des) riser additionnel. Il est même possible dans un cas particulier que la totalité du fluide de trempe (230) soit injectée avec les effluents du (ou des) riser additionnel.
Une autre conséquence hydrodynamique de la zone réactionnelle selon l'invention est qu'il est possible de supprimer le fluide de balayage (104) dans la phase diluée du réacteur principal.
Un objet de la présente invention est de permettre un contrôle simultané du temps de séjour des effluents du riser principal (10) et du (ou des) riser additionnels (210), en réalisant par le système de séparation rapide commun, un temps de séjour court pour l'ensemble des effluents.
Un autre objet de la présente invention est d'améliorer le fonctionnement du réacteur principal (100) par un balayage intense de la phase diluée (110) dudit réacteur principal (100) dans des conditions contrôlées de température.
Enfin, un autre intérêt de la présente invention réside dans le fait que les effluents gazeux provenant du riser principal (10) restent mieux confinées dans le séparateur rapide, et ne peuvent s'échapper dans la zone diluée (110) située autour dudit séparateur rapide, ce qui constitue une garantie d'un meilleur contrôle du temps de séjour de ces derniers dans le système de séparation rapide.
DESCRIPTION DETAILLEE DE L'INVENTION
Pour la bonne clarté de la description qui suit, on appellera zone réactionnelle l'ensemble constitué par le riser principal servant au craquage catalytique d'une coupe hydrocarbonée lourde, le ou les riser additionnels servant au craquage de coupes hydrocarbonées légères dans des conditions plus sévères que celles du craquage de la coupe lourde, et le système de séparation rapide situé à l'extrémité du riser principal et qui est commun à l'ensemble des risers. On appelle réacteur, ou quelque fois réacteur principal pour éviter toute ambiguïté, l'ensemble formé par la partie supérieure du riser principal, le système de séparation rapide installé en sortie du riser principal, les cyclones connectés au système de séparation rapide, et le lit dense de stripage situé dans la partie inférieure du réacteur, (appelé aussi stripeur). Le réacteur défini de cette manière est contenu dans une enceinte (100) comportant donc une zone diluée notée (110) et une zone dense, ou stripeur, notée (121). On identifiera par simplification le réacteur avec l'enceinte (100) qui le délimite.
La zone réactionnelle objet de la présente invention, peut donc être définie comme la réunion du réacteur principal (100) et du ou des riser additionnels (210).
La présente invention décrit donc une zone réactionnelle constituée d'un riser principal (10) permettant de réaliser le craquage catalytique d'une coupe hydrocarbonée lourde (appelée dans la suite du texte charge lourde), et d'un ou plusieurs riser additionnels (210) permettant d'effectuer le craquage de coupes légères, ces coupes pouvant être des naphtas d'origine quelconque, des hydrocarbures partiellement insaturés tels que des oléfines en C4 ou C5, préalablement oligomérisées, ou enfin des huiles végétales ou des graisses animales. La zone réactionnelle selon l'invention est caractérisée par le fait que la séparation des effluents gaz solide provenant du riser principal et du (ou des) riser additionnels est réalisée au moyen d'un système commun de séparation rapide.
Ce système de séparation rapide commun est implanté en sortie du riser principal (10) de craquage de la charge lourde. La figure 1 représente un mode de réalisation de la zone réactionnelle selon la présente invention. Le riser principal (10) se termine par un système de séparation rapide comprenant un dispositif de balayage (104) et un dispositif de trempe (105) des effluents. Pour que le fonctionnement de ce séparateur rapide soit optimal, il est nécessaire d'avoir un débit volumique de gaz provenant du stripeur (120) suffisant à travers les ouvertures (26) reliant les chambres de stripage (30) à la zone diluée (110) du réacteur principal (100). En effet, le courant de gaz ascendant à travers ces ouvertures (26) permet de contenir dans la chambre de stripage (30) les hydrocarbures provenant du riser (10). Plus précisément, il permet d'éviter que les effluents du riser (10) ne pénètrent dans la zone diluée (110), zone de faible circulation dans laquelle ils pourraient séjourner longtemps et se dégrader thermiquement à cause des niveaux de température relativement élevés régnant dans ladite zone diluée (110). Par ailleurs, compte tenu des pertes thermiques vers l'extérieur à travers les parois de la zone diluée (110) du réacteur, il peut se produire un refroidissement significatif des parois de ladite zone (110) par rapport aux zones d'écoulement à vitesse élevée (20, 30, 40, 50, 60, 73,70). Ce refroidissement peut atteindre jusqu'à une centaine de degrés, et peut provoquer la formation de coke sur les parois froides en question, dans une zone où précisément la circulation des gaz est faible. Pour éviter ce phénomène qui peut conduire à un arrêt de l'unité, on peut injecter un fluide gazeux au sommet du réacteur (104), permettant de renouveler en permanence le volume gazeux dans la zone (110), et d'éviter ainsi l'accumulation d'hydrocarbures susceptibles de se dégrader thermiquement. Le gaz injecté au sommet du réacteur (104), appelé gaz de balayage, est généralement de la vapeur, mais peut être aussi un autre gaz léger ne se dégradant pas thermiquement dans les conditions rencontrées dans la zone diluée (110), soit typiquement 400-5500C. La présente invention offre une solution permettant de remplacer en grande partie, voir en totalité le gaz de balayage (104) par les effluents gazeux issus du (ou des) risers additionnels (210) dans lesquels s'effectue le craquage de coupes légères à haute sévérité.
La suite du texte est une description du riser principal (10) et du système de séparation rapide contenu dans la zone diluée (110) du réacteur principal (100).
Le catalyseur régénéré (1) en provenance de la zone de régénération ( non représentée sur la figure 1) est introduit à l'extrémité inférieure du riser (10). Le catalyseur est maintenu à l'état fluidisé par des gaz d'aération incondensables aux conditions de température et de pression du bas du riser (10). Il peut être accéléré pour optimiser le contact avec la charge lourde par une injection (11) d'un fluide essentiellement gazeux (vapeur, hydrocarbure léger). La charge lourde est introduite dans la zone réactionnelle au contact du catalyseur par des moyens (12) permettant d'atomiser en fines gouttelettes ladite charge à l'état liquide. II est possible d'introduire un fluide essentiellement liquide par des moyens (13, 14) disposés en aval ( dans le sens de l'écoulement des fluides réactionnels) de l'injection de la charge lourde (12). En se vaporisant, ce liquide (13), (14) abaissera la température du milieu réactionnel, ce qui permettra d'optimiser le profil de température le long du riser (10). Sous l'effet des réactions de craquage, il s'établit un profil axial de vitesse qui permet de transporter le catalyseur sur toute la longueur du riser (10).
A la sortie du riser (10), les hydrocarbures gazeux et le catalyseur sont séparés dans un dispositif de séparation rapide (20,30) constitué d'un agencement d'une ou plusieurs chambres de séparation (20) alternant avec une ou plusieurs chambres de stripage (30) disposées autour de l'extrémité supérieure du riser (10).
Le mélange gaz solide issu du riser (10) pénètre dans la chambre de séparation (20) par la section d'entrée (21), et sous l'effet de la force centrifuge, les particules solides migrent vers les parois extérieures de la chambre de séparation (20) permettant ainsi le désengagement du gaz. Les particules solides quittent la chambre de séparation (20) par les sorties dédiées au catalyseur (22) orientées vers le bas et rejoignent le lit dense de stripage (121). Le gaz s'enroule autour d'un déflecteur (23) et sort latéralement de la chambre de séparation (20) par une ouverture (25) permettant la communication avec la chambre de stripage adjacente (30).
La vitesse du mélange gaz solide dans la section d'entrée (21) des chambres de séparation (20) est généralement comprise entre 10 m/s et 40 m/s, et préférentiellement comprise entre 15 m/s à 25 m/s. Le flux surfacique de catalyseur dans la section de sortie (22) des chambres de séparation (20) est généralement compris entre 10 kg/s.m2 et 300 kg/s.m2, et préférentiellement compris entre 50 kg/s.m2 et 200 kg/s.m2, de manière à limiter l'entraînement parasite de vapeurs hydrocarbonées avec le catalyseur.
La vitesse du gaz à travers l'ouverture (25) est généralement comprise entre 10 m/s et 40 m/s, et préférentiellement comprise entre 15 m/s à 30 m/s. Le gaz passant dans la chambre de stripage (30) est mélangé avec le gaz provenant du stripeur (121) qui pénètre dans la chambre de stripage (30) par l'ouverture (26) située à la partie inférieure de la chambre de stripage (30). Il est à remarquer que le gaz issu du stripeur (121), ne peut que s'évacuer par les ouvertures (26). Une éventuelle faible partie du gaz issu du stripeur qui passerait à contre courant du catalyseur par les sorties (22), se retrouverait ensuite dans la chambre de stripage (30).
L'ensemble des gaz issus des chambres de stripage (30) est évacué par une sortie commune (29) située dans la partie supérieure des chambres de stripage (30) communiquant par les conduits verticaux (40, 60), puis horizontal (73) avec le système de séparation secondaire, généralement réalisé au moyen de cyclones (70). II est possible de positionner sur les conduits verticaux (40, 60) des moyens mécaniques (50) permettant l'absorption de la dilatation différentielle entre la partie haute du riser (10) et la partie basse du riser (10). La concentration en solides des gaz entrant dans les cyclones (70) est généralement de l'ordre de 4 fois plus faible que dans la partie supérieure du riser (10).
Les effluents dépoussiérés après passage dans les cyclones (70), sont ensuite évacués du réacteur à travers des conduits (71, 80) et quittent le réacteur principal (100) par la conduite (101), généralement placée au sommet dudit réacteur ( 100).
Avec un tel dispositif, il est généralement possible d'évacuer les effluents hydrocarbonés en moins de 5 secondes, ce temps correspondant au temps passé entre la sortie (21) du riser (10), et la sortie (101) du réacteur (100). Globalement, le temps de séjour des fluides réactionnels depuis l'introduction au bas du riser principal (10) jusqu'à la sortie du réacteur (100) est généralement inférieur à 10 secondes.
Afin de limiter la dégradation thermique des effluents lorsque la température à la sortie du riser (10) est élevée, il est possible d'injecter un fluide essentiellement liquide (105) en aval des sortie (29), par exemple au niveau du conduit vertical (40), en utilisant des moyens d'introduction dudit fluide (105) permettant de le vaporiser rapidement, ce qui provoque une baisse significative de la température de l'écoulement.
Bien entendu, ce fluide de refroidissement (105) peut également être injecté au niveau du conduit (60) ou du conduit (73).
Ce fluide de refroidissement, appelé aussi fluide de trempe, est généralement un hydrocarbure pouvant se vaporiser dans les conditions de la zone où il est injecté. Ce fluide peut être par exemple du LCO ( abréviation de light cycle oil) issu du craquage principal.
Le catalyseur évacué de la chambre de séparation (20) par la sortie (22) s'écoule dans une zone de stripage fonctionnant en lit fluidisé dense (121), constituant la partie inférieure du réacteur (100), dans laquelle de la vapeur, introduite à différents niveaux (120, 130), permet de fluidiser le catalyseur et favorise la désorption des hydrocarbures adsorbés sur ledit catalyseur. Des éléments de garnissage structurés ou des internes (140) favorisant le contact à contre courant entre le catalyseur descendant et la vapeur ascendante peuvent être intégrés en différents points de la zone de stripage (121). La vapeur de stripage et les hydrocarbures désorbés quittent la zone de stripage (121) vers la zone diluée (110) du réacteur (100). Le catalyseur strippé est évacué de la zone de stripage (121) par la conduite (103) pour rejoindre la zone de régénération ( non représentée sur la figure 1).
L'ensemble des gaz (vapeur de stripage (102) et (120), et les hydrocarbures désorbés) passent alors par l'ouverture (26) dans les chambres de stripage (30), dans lesquelles est maintenue une vitesse ascendante optimale généralement comprise entre 1 m/s et 5 m/s, et préférentiellement comprise entre 1,5 et 4 m/s. Il convient de noter que cette vitesse influe sur l'efficacité des chambres de stripage (30), dans la mesure où elle permet de contenir à l'intérieur desdites chambres de stripage (30) le gaz provenant des chambres de séparation (20) par l'ouverture (25).
Un riser additionnel de forme tabulaire allongée( 210) est disposé de manière sensiblement parallèle au riser principal (10) en vue d'effectuer la conversion catalytique d'une coupe légère. Sur la figure 1, on a représenté un seul riser additionnel, mais l'invention englobe le cas où plusieurs riser additionnels sont disposés de manière sensiblement parallèle au riser principal (10), chacun de ces riser additionnels pouvant craquer une charge légère différente.
Le riser additionnel (210) est alimenté par un flux de catalyseur (201) provenant de la même zone de régénération (non représentée sur la figure 2) que celle utilisée pour régénérer le catalyseur circulant dans le riser principal (10). Des fluides essentiellement gazeux (211) peuvent être introduits pour conditionner l'écoulement fluidisé du catalyseur à l'entrée du riser (210). La coupe légère (212) à craquer est introduite dans le riser (210) par des moyens favorisant un contact homogène entre la charge légère (212) et le catalyseur. Ces moyens d'introduction de la coupe légère à craquer (212) peuvent être du même type que ceux utilisés pour l'introduction de la charge lourde (12) dans le riser principal (10). Éventuellement, d'autres coupes légères (non représentées sur la figure 1) peuvent être introduites en aval de l'introduction de la coupe légère (212) le long du riser additionnel (210) pour réagir également avec le catalyseur.
En effet, la désactivation du catalyseur est plus faible sur des coupes légères, du fait essentiellement d'un moindre dépôt de coke, et il est possible d'injecter par exemple des charges de plus forte réactivité en aval de la première injection de charge légère (212).
Selon la variante préférée de l'invention représentée par la figure 1, en sortie du riser (210), un séparateur gaz solide primaire (220) est implanté en sortie du riser additionnel (210). Sur la figure 1, ce système de séparation gaz solide est représenté par un cyclone (220), mais tout autre système de séparation gaz solide, par exemple un dispositif de désengagement tel qu'un té situé à l'extrémité supérieure du riser (210) est envisageable et reste dans le cadre de la zone réactionnelle selon l'invention. Ce séparateur (220) permet généralement de récupérer au moins 70% des particules solide qui sont réintroduites dans le réacteur principal par la sortie (222) du séparateur, à proximité du niveau du lit fluidisé de la zone de stripage (121) du réacteur principal (100). On entend par proximité une distance de plus ou moins 5 mètres, et préférentiellement de plus ou moins 3 mètres, au dessus ou en dessous du niveau du lit dense de la zone de stripage (121) du réacteur principal (100).
Les effluents dépoussiérées (221) sont réintroduits dans la phase diluée (110) du réacteur principal (100) à un niveau quelconque de ladite phase diluée (110), mais préférentiellement dans la partie supérieure de ladite zone. Comme le niveau thermique dans le riser additionnel (210) est en général sensiblement plus élevé que le niveau thermique dans le riser principal (10), l'injection d'un fluide de trempe (230) permet de limiter la température de l'effluent (221). Ce fluide de trempe est généralement introduit dans la conduite de sortie de l'organe de séparation (220). Il est ainsi possible de refroidir suffisamment les effluents (221) pour éviter leur dégradation thermique en aval du riser additionnel (210). Les effluents refroidis en provenance du riser additionnel (210) balayent la zone diluée (110) du réacteur principal (10) et passent par les ouvertures (26) des chambres de stripage (30) où ils rejoignent les effluents gazeux provenant du réacteur principal (100). L'injection du fluide de trempe (230) permet non seulement de diminuer la température des effluents du riser additionnel (210), mais également de baisser la température des effluents du riser principal (10) à un niveau satisfaisant, ce qui permet de réduire la quantité de fluide de trempe (105) à injecter dans la zone diluée (110) du réacteur principal (100). Éventuellement, dans certains cas le fluide de trempe (105) peut être supprimé. L'injection du fluide de trempe (230) en mélange avec les effluents du riser additionnel (210) permet de baisser la température dans les effluents du riser principal au niveau de la chambre de stripage (30), et non dans les conduites situées en aval de ladite chambre comme cela se fait au moyen du fluide (105). Il en résulte une efficacité accrue du mélange entre les deux effluents gazeux, l'un "chaud" venant du riser principal, et l'autre déjà refroidi, venant du riser additionnel. Cet avantage est très important, car il est ainsi possible de baisser la température des effluents réactionnels en amont des chambres de stripage (30), plus efficacement que dans l'art antérieur, c'est à dire sans avoir à vaporiser le liquide de trempe (105), puisque les effluents du riser additionnel déjà refroidis ( c'est à dire le flux (221) additionné au flux de trempe (230)) sont tous à l'état vapeur.
Un autre avantage de l'invention est que, grâce à ce dispositif, la zone diluée (110) du réacteur principal (100) est bien balayée, et sa température est maintenant contrôlée par l'injection du fluide de trempe (230). En effet, il n'est pas souhaitable que la température dans la zone diluée (110) du réacteur principal soit inférieure à 4000C, car les risques de condensation des effluents gazeux hydrocarbonés augmentent considérablement à ce niveau de température. L'avantage d'utiliser les effluents du (ou des) riser additionnel (210) pour balayer la phase diluée (110) du réacteur principal est que la température de cet effluent est suffisamment basse pour limiter la dégradation thermique grâce à l'injection du fluide de trempe (230) des la sortie du (ou des) riser additionnels, mais assez élevée pour limiter les risques de condensation d'hydrocarbures. En pratique, après injection du fluide de trempe (230), la température des effluents du ou des risers additionnels se situe dans la plage 5000C à 5500C. La zone réactionnelle selon l'invention est améliorée par rapport à celle de l'art antérieur, car dans la configuration de l'art antérieur, il faut injecter un fluide de balayage tel que la vapeur (104) pour balayer la zone diluée (110). Or un faible débit de vapeur de balayage (104) conduit généralement à un mauvais balayage de la zone diluée (110) du réacteur (100), et un fort débit de vapeur (104) conduit à un bon balayage, mais au risque d'un refroidissement de la zone diluée (110) trop important. Le débit de balayage (104) selon la technologie de l'art antérieur, est donc difficile à ajuster.
Le dispositif selon l'invention permet de remédier à cet inconvénient puisque les effluents réactionnels (221) issus du riser additionnel (210) permettent de remplacer en grande partie , c'est à dire au moins à 70%, et préférentiellement au moins à 80%, le fluide de balayage (104). Dans certains cas le fluide de balayage (104) peut même être en totalité remplacé.
Par ailleurs, le niveau thermique du gaz de balayage est ajusté par la quantité de fluide de trempe (230).
D'une part, le dispositif selon l'invention permet de découpler la quantité de fluide de balayage nécessaire pour assurer un balayage suffisant de la zone diluée (110) du réacteur principal (100),
D'autre part, la température des effluents circulants dans la zone diluée (110) est à présent essentiellement contrôlée par le fluide de trempe (230). II en résulte également par voie de conséquence, une diminution du débit de fluide de trempe (105) au niveau du réacteur principal (100) qui peut être remplacé en grande partie, c'est à dire à plus de 70 % et préférentiellement à plus de 80 %, par le fluide de trempe (230) injecté avec les effluents (221) du ( ou des) riser additionnel .
Sur la figure 2, on a représenté un autre mode de réalisation de l'invention, la différence avec le mode de réalisation décrit sur la figure 1 étant que les effluents réactionnels (250) issus du riser additionnel (210) ne subissent pas de séparation primaire et sont envoyés directement dans la zone diluée (110) du réacteur principal (100). La trempe (230) en sortie du riser additionnel (210) s'effectue maintenant sur l'ensemble de l'effluent (250) du riser additionnel (210).
La séparation gaz solide s'effectue alors naturellement par sédimentation dans la zone diluée (110) du réacteur principal (100). Il est alors nécessaire d'injecter des quantités de fluide de trempe (230) plus importantes pour arriver au même niveau thermique dans la zone diluée (110), le refroidissement concernant alors non seulement les vapeurs, mais aussi la totalité du catalyseur circulant dans la zone de réaction du réacteur additionnel (210).
EXEMPLES SELON L'INVENTION
Pour illustrer les avantages liés à la mise en oeuvre de l'invention, nous avons simulé, grâce à un modèle de procédé calé sur des expérimentations en unité pilote, les performances que l'on obtiendrait en effectuant le craquage catalytique d'une coupe lourde dont les caractéristiques sont décrites dans le tableau 1.
La charge est un résidu atmosphérique non hydrotraité dont plus de 90% poids distille au-delà de 3600C . La masse volumique du résidu est de 935 kg/m3 et la teneur en hydrogène de 12,1 % poids. La teneur en carbone Conradson de la charge lourde est de 5,7 % poids.
Un échangeur de chaleur dans la zone de régénération ( appelé "cat cooler") est nécessaire pour respecter le bilan thermique de l'unité.
Figure imgf000020_0001
tableau 1 : caractéristique de la charge
Le catalyseur considéré pour l'ensemble des exemples est un catalyseur d'équilibre contenant de la zéolithe ultra stable USY, caractérisée par une surface active de 150 m2/g, répartie à
75% dans la zéolithe et à 25% dans la matrice. La teneur en métaux lourds sur le catalyseur d'équilibre est de 4000 ppm en V et 2000 ppm en Ni.
Plusieurs configurations ont été simulées pour bien illustrer les avantages de l'invention décrite dans la présente demande. L'exemple 1 B est selon l'art antérieur puisqu'il ne comporte qu'un riser principal traitant la charge lourde du tableau 1.
Les exemples 2B, 3B et 4B sont également selon l'art antérieur puisqu'ils correspondent au traitement de coupes recyclées issues du riser principal, dans un riser additionnel mais non couplé au riser principal. Les exemples 2C, 3C et 4C sont selon l'invention puisqu'ils correspondent au traitement de coupes recyclées issues du riser principal dans un riser additionnel cette fois couplé au riser principal au sens de la présente invention.
Exemple IB f art antérieur) Dans l'exemple IB, nous avons simulé le craquage catalytique de la charge lourde décrite dans le tableau 1 en utilisant un seul réacteur, muni à son extrémité supérieure d'un système de séparation rapide tel que celui décrit d'après la figure 1.
Les valeurs issues de cet exemple servent de référence pour apprécier les effets de la présente invention: Débit de charge riser principal 294 t/h
Température de sortie du riser principal 545 0C
Température de sortie du riser principal après quench 525 0C Température moyenne de la phase diluée 485 0C rapport C/O 5,0
Production d'essence ( C5- 2200C) 43,9 %ρds
Production de coke 8,6 %pds Production de propylène 4,3 %pds
Conversion totale 70,4 % pds
Débit de fluide de trempe, LCO (105) 16,4 t/h
Débit de fluide de balayage, vapeur d'eau (104) 2,5 t/h
Chaleur extraite au régénérateur (cat -cooler) 42500 IC > 6cal/h
Exemple 2 ( comparatif)
Dans l'exemple 2, nous avons simulé le craquage catalytique de la charge lourde dans le riser principal, et le craquage catalytique de coupes légères dans un riser additionnel, soit indépendant du riser principal (cas 2B selon l'art antérieur), soit couplé au riser principal (cas 2C selon l'invention) au sens de la présente invention.
Les coupes recyclées au riser additionnel sont constituées des effluents suivants:
-une coupe essence C6+ 2200C provenant du riser principal de conversion de la charge lourde, recyclée à hauteur de 50% de l'ensemble de l'essence produite dans le complexe constitué par les deux réacteurs -une coupe essence oligomérisée constituée essentiellement d'oléfines longues d'au moins 8 atomes de carbones, résultant de l'oligomérisation de la totalité des coupes C4 et C5 produites au réacteur principal de conversion de la charge lourde.
2B (Art ant.) 2C ( selon inv.) Débit de charge fraîche riser principal 294 t/h 294 t/h
Débit de charge légère recyclée au riser secondaire 135 t/h 135 t/h
Température de sortie du riser principal (Tl) 545°C 545°C
Température de sortie au riser additionnel (T2) 5900C 5900C
Température après trempe riser principal (T3) 525°C 525°C Température après trempe riser additionnel (T4) 525°C 51O0C
Température moyenne de la phase diluée du réacteur principal (T5) 4850C 5100C Température moyenne de la phase diluée du réacteur additionnel 5200C non pertinent
Rapport C/O riser principal 5,1 5,2
Rapport C/O riser secondaire 7,5 8,0 Production d'essence ( C5- 220°C) 40,1% 40,3%
Production de coke 9,6% 9,5%
Production de propylène 7,4% 7,9%
Conversion totale 69,4% 70,2%
Débit de fluide de trempe (105) au réacteur princ. 16,5T/h 8,0 T/h Débit de fluide de trempe au riser additionnel 27,4 T/h 36,9 T/h
Débit de fluide de balayage (104) dans la phase diluée autour du riser principal 2,5 T/h O T/h
Débit de fluide de balayage (104) dans la phase diluée autour du riser additionnel 2,0 T/h (0) non pertinent Chaleur extraite au régénérateur (cat -cooler) 0 Mcal/h 0 Mcal/h
Sur l'exemple 2, on constate que le couplage des deux risers augmente à la fois la production d'essence et la production de propylène. L'augmentation de 0,5 points en propylène, compte tenu des tonnages est en fait tout à fait significative On constate également que la répartition du débit de fluide de trempe entre le riser principal et le riser additionnel est modifiée, le fluide de trempe étant injecté à 82 % au niveau du riser additionnel, ce qui permet de supprimer le fluide balayage dans le cas 2C, et de contrôler plus efficacement la fin des réactions en sortie du riser additionnel.
La température après trempe (T4) est de 5100C au lieu de 525°C, tout en maintenant une même température (T3) de sortie globale des réacteurs de 525°C.
La température (T5) de la phase diluée du réacteur principal est maintenant de 5100C au lieu de 485°C, ce qui permet de maintenir un niveau thermique raisonnable dans la phase diluée en ayant un débit de balayage beaucoup plus important que dans le cas 2B, où la phase diluée n'est balayée que par 2,5 t/h de vapeur. Le débit de balayage correspond au débit de charge du riser secondaire et au débit de trempe du riser additionnel, soit environ 180 t/h.
Le balayage de la phase diluée autour du riser additionnel n'est par ailleurs plus nécessaire. La comparaison des cas 2B et 2C montre en outre que l'intégration des systèmes de séparation rapide et de trempe selon l'invention permet d'augmenter la circulation de catalyseur (C/O) qui passe de 5,1 à 5,2 dans le riser principal et de 7,5 à 8,0 dans le riser secondaire. On constate également qu'il n'est plus nécessaire d'utiliser un cat-cooler pour extraire la chaleur du régénérateur comme dans le cas IB, le craquage des charges légères dans le second riser permettant d'extraire suffisamment de calories de la zone réactionnelle globale dans son ensemble.
Exemple 3 ( comparatif)
Dans l'exemple 3, nous avons simulé le craquage catalytique de la charge lourde dans le riser principal, et le craquage catalytique de plusieurs coupes légères dans un riser additionnel, soit indépendant du riser principal ( cas 3B selon l'art antérieur), soit couplé au riser principal ( cas 3 C selon l'invention). Les coupes recyclées au riser additionnel sont constituées des effluents suivants:
-a) une coupe essence C6+-220 provenant du réacteur principal de conversion de la charge lourde, recyclée à hauteur de 75% de l'ensemble de l'essence produite dans la zone réactionnelle constituée par les deux riser
-b) une coupe essence oligomérisée constituée essentiellement d'oléfines longues d'au moins 8 atomes de carbones, résultant de l'oligomérisation de la totalité des coupes C4 et C5 produites au riser principal de conversion de la charge lourde. -c) 50% de la coupe LCO, d'intervalle de distillation 220°C-360°C produite par la zone réactionnelle constituée par les deux riser.
3B ( art ant.) 3C ( selon inv.)
Débit de charge fraîche riser principal 294 t/h 294 t/h
Débit de charge légère recyclée au riser secondaire 230 t/h 230 t/h
Température de sortie du riser principal (Tl) 545°C 545°C
Température de sortie au riser additionnel (T2) 5900C 5900C
Température après trempe riser principal (T3) 525°C 5250C Température après trempe riser additionnel (T4) 525°C 5100C
Température moyenne de la phase diluée du réacteur principal (T5) 4850C 5100C Température moyenne de la phase diluée du réacteur additionnel 5200C non pertineni Rapport C/O riser principal 8,8 9,3 Rapport C/O riser secondaire 13,7 14,6 Production d'essence ( C5- 22O0C) 31% 30,9% Production de coke 12,4% 12,1% Production de propylène 16,1% 17,2% Conversion totale 82,6% 82,8%
Débit de fluide de trempe (105) au réacteur princ. 18,6 T/h 3,6 T/h Débit de fluide de trempe au riser additionnel (230) 50,4 T/h 64,2 T/h Débit de fluide de balayage (104) dans la phase diluée autour du riser 2,5 T/h O T/h Débit de fluide de balayage (104) dans la phase diluée autour du riser additionnel 2,0 T/h (0) non pertinent
Sur l'exemple 3, on constate que le couplage des deux risers augmente à la fois la production d'essence et la production de propylène. L'augmentation de 1,1 points en propylène, compte tenu des tonnages est en fait tout à fait significative.
On constate également que la répartition du débit de fluide de trempe entre le riser principal et le riser additionnel est modifiée.
La température (T5) de la phase diluée du réacteur principal est maintenant de 51O0C au lieu de 4850C, ce qui permet de maintenir un niveau thermique raisonnable dans la phase diluée en ayant un débit de balayage beaucoup plus important que dans le cas 3B, où la phase diluée n'est balayée que par 2,5t/h de vapeur.
Le débit de balayage correspond au débit de charge du riser secondaire et au débit de trempe du riser additionnel, soit environ 295 t/h.
Le balayage de la phase diluée autour du riser additionnel n'est par ailleurs plus nécessaire.
La comparaison des cas 3 B et 3 C montre en outre que l'intégration des systèmes de séparation rapide et de trempe selon l'invention permet d'augmenter la circulation de catalyseur dans le riser principal grâce au recyclage de LCO (le C/O passant de 8,8 à 9,3) et d'augmenter la part de craquage catalytique dans le riser principal et dans le riser secondaire (le C/O passant de 13,7 à 14,6).
On constate également qu'il n'est toujours plus nécessaire d'utiliser un cat-cooler pour extraire la chaleur du régénérateur comme dans le cas IB, le craquage des charge légères dans le second riser permettant d'extraire suffisamment de calories de la zone réactionnelle globale dans son ensemble.
Exemple 4 ( comparatif)
Dans l'exemple 4, nous avons simulé le craquage catalytique de la charge lourde dans le riser principal, et le craquage catalytique de plusieurs coupes légères dans un riser additionnel, soit indépendant du riser principal (cas 4B selon l'art antérieur), soit couplé au riser principal (cas 4C selon l'invention) au sens de la présente invention. Les coupes recyclées au riser additionnel sont constituées des effluents suivants:
-une coupe essence C6+ 2200C provenant du riser principal de conversion de la charge lourde, recyclée à hauteur de 25% de l'ensemble de l'essence produite dans le complexe constitué par les deux réacteurs (contre 50% dans l'exemple 2) -une coupe essence oligomérisée constituée essentiellement d'oléfines longues d'au moins 8 atomes de carbones, résultant de l'oligomérisation de la totalité des coupes C4 et C5 produites au réacteur principal de conversion de la charge lourde.
-une coupe hydrocarbonée constituée d'une huile de soja, structure trigylcéride en Cl 8, présentant une oléfinicité de 53% des chaînes alimentée au second riser à un débit de 62 t/h Dans ces conditions, le débit d'hydrocarbures légers au second riser est constant et est constitué de 73 t/h d'essences provenant du FCC et de l'oligomérisation des oléfines C4-C5 au polynaphta et de 62t/h d'huile de soja.
4B (Art ant.) 4C ( selon inv.)
Débit de charge fraîche riser principal 294 t/h 294 t/h Débit de charge légère recyclée au riser secondaire 73 t/h 73 t/h Débit de charge fraîche au riser secondaire 62 t/h 62 t/h Température de sortie du riser principal (Tl) 545°C 5450C Température de sortie au riser additionnel (T2) 5900C 59O0C
Température après trempe riser principal (T3) 525°C 525°C
Température après trempe riser additionnel (T4) 525°C 5100C
Température moyenne de la phase diluée du réacteur principal (T5) 4850C 51O0C
Température moyenne de la phase diluée du réacteur additionnel 5200C non pertinent
Rapport C/O riser principal 4,9 5,1
Rapport C/O riser secondaire 7,2 7,7 Production d'essence ( C5- 2200C) 42,1% 42,4%
Production de coke 9,7% 9,6%
Production de propylène 6,9% 7,4%
Débit de fluide de trempe (105) au réacteur princ. 16,3T/h 7,8 T/h
Débit de fluide de trempe au riser additionnel 27,1 T/h 36,6 T/h Débit de fluide de balayage ( 104) dans la phase diluée autour du riser principal 2,5 T/h O T/h
Débit de fluide de balayage (104) dans la phase diluée autour du riser additionnel 2,0 T/h (0) non pertinent
Chaleur extraite au régénérateur (cat -cooler) 0 Mcal/h 0 Mcal/h
Sur l'exemple 4, on constate que le couplage des deux risers augmente également à la fois la production d'essence et la production de propylène. L'augmentation de 0,5 points en propylène, compte tenu des tonnages est en fait tout à fait significative On constate également que la répartition du débit de fluide de trempe entre le riser principal et le riser additionnel est modifiée, le fluide de trempe étant injecté à 82 % au niveau du riser additionnel, ce qui permet de supprimer le fluide balayage dans le cas 4C, et de contrôler plus efficacement la fin des réactions en sortie du riser additionnel.
La température (T4) après trempe est de 5100C au lieu de 525°C, tout en maintenant une même température (T3) de sortie globale des réacteurs de 525°C. La température (T5) de la phase diluée du réacteur principal est maintenant de 51O0C au lieu de 485°C ce qui permet de maintenir un niveau thermique raisonnable dans la phase diluée en ayant un débit de balayage beaucoup plus important que dans le cas 4B, où la phase diluée n'est balayée que par 2,5t/h de vapeur.
Le débit de balayage correspond au débit de charge du riser secondaire et au débit de trempe du riser additionnel, soit environ 180 t/h. Le balayage de la phase diluée autour du riser additionnel n'est par ailleurs plus nécessaire. La comparaison des cas 4B et 4C montre en outre que l'intégration des systèmes de séparation rapide et de trempe selon l'invention permet d'augmenter la circulation de catalyseur, le C/O passant de 4,9 à 5,1 dans le riser principal et de 7,2 à 7,7 dans le riser secondaire. On constate également qu'il n'est plus nécessaire d'utiliser un cat-cooler pour extraire la chaleur du régénérateur comme dans le cas IB, le craquage des charges légères dans le second riser permettant d'extraire suffisamment de calories de la zone réactionnelle globale dans son ensemble.

Claims

REVENDICATIONS
1. Procédé de production de propylène à partir d'une charge lourde de craquage catalytique et d' au moins une charge légère constituée d'une essence légère ( C5-150°C), faisant appel à une zone réactionnelle comportant:
- un réacteur principal (100) effectuant le craquage catalytique de ladite charge lourde,
- un ou plusieurs riser additionnels (210) travaillant à plus haute sévérité que le riser principal (10) et effectuant le craquage catalytique des charges légères, ledit ou lesdits risers additionnels (210) fonctionnant en parallèle du riser principal (10), et les effluents gaz et solide dudit ou desdits risers additionnels (210) étant envoyés dans la zone diluée
(110) du réacteur principal (100), procédé dans lequel: a) le fluide de trempe (105) est constitué à au moins 70%, et préférentiellement à au moins
80%, par le fluide de trempe (230) injecté avec les effluents (221) du ou desdits risers additionnels 210), et b) le fluide de balayage (104) situé dans la partie supérieure de la zone diluée (110) est constitué à au moins 70 %, et préférentiellement à au moins 80%, par les effluents réactionnels (221 ) issus du ou des risers additionnels (210).
2. Procédé de production de propylène à partir d'une charge lourde de craquage catalytique et d'une charge légère constituée d'une essence légère ( C5-150°C) selon la revendication 1, dans lequel les effluents du ou des risers additionnels (210) sont préalablement séparés en une phase majoritairement gazeuse contenant les effluents réactionnels (221), et une phase majoritairement solide contenant le catalyseur de craquage (222), la phase gazeuse étant envoyée dans la zone diluée (110) du réacteur principal (100), et la phase solide étant envoyée dans la zone dense (121) du réacteur principal (100).
3. Procédé de production de propylène à partir d'une charge lourde de craquage catalytique et d'une charge légère constituée d'une essence légère ( C5-150°C) selon la revendication 1, dans lequel l'écoulement dans le riser principal et ledit ou lesdits risers additionnels est vertical descendant.
4. Procédé de production de propylène à partir d'une charge lourde de craquage catalytique et d'une charge légère constituée d'une essence légère ( C5-150°C) selon la revendication 1, dans lequel l'ensemble des gaz constitués par la vapeur de stripage (102) et (120), et les hydrocarbures désorbés, passent par les ouvertures (26) des chambres de stripage (30), et ont une vitesse ascendante à travers lesdites ouvertures (26) comprise entre 1 m/s et 5 m/s, et préférentiellement comprise entre 1,5 et 4 m/s.
5. Procédé de production de propylène à partir d'une charge lourde de craquage catalytique et d'une charge légère constituée d'une essence légère ( C5-150°C) selon la revendication 1, dans lequel la température (T5) de la phase diluée (110) du réacteur principal (100) est comprise entre 4900C et 5200C.
6. Procédé de production de propylène à partir d'une charge lourde de craquage catalytique et d'une charge légère constituée d'une essence légère ( C5-150°C) selon la revendication 1, dans lequel le temps de séjour des réactifs compté depuis l'introduction de la charge lourde au bas du riser principal (10) et la sortie des effluents réactionnels du réacteur principal (100), est inférieur à 10 secondes.
7. Procédé de production de propylène à partir d'une charge lourde de craquage catalytique et d'une charge légère constituée d'une essence légère ( C5-150°C) selon la revendication 1, dans lequel la charge d'au moins un des riser additionnels est une coupe légère contenant au moins 30 % poids d'oléfines, et dont au moins 80% des molécules ont un point d'ébullition inférieur à 340°C.
8. Procédé de production de propylène à partir d'une charge lourde de craquage catalytique et d'une charge légère constituée d'une essence légère ( C5-150°C) selon la revendication 1, dans lequel la charge d'au moins un des riser additionnels est une essence légère ( C5- 150°C) produite au riser principal et contenant au moins 30% d'oléfines.
9. Procédé de production de propylène à partir d'une charge lourde de craquage catalytique et d'une charge légère constituée d'une essence légère ( C5-150°C) selon la revendication 1, dans lequel la charge d'au moins un des riser additionnels est une essence oligomérisée produite à partir des oléfines légères C4 ou C5 issues du riser principal.
10. Procédé de production de propylène à partir d'une charge lourde de craquage catalytique et d'une charge légère constituée d'une essence légère ( C5-150°C) selon la revendication 1, dans lequel la charge d'au moins un des risers additionnels est une huile végétale, ou une graisse animale, ou un mélange quelconque d'huile végétale et de graisse animale.
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