Domaine technique

L'invention concerne le domaine du raffinage et de la pétrochimie et des procédés et unités de transformation chimique de produits pétroliers, notamment de coupes hydrocarbonées, par Craquage Catalytique en lit Fluidisé (« Fluid Catalytic Cracking » ou FCC selon la terminologie anglo-saxonne) pour la production d’oléfines légères (i.e., oléfines comprenant entre 2 et 4 atomes de carbone), et plus particulièrement d’éthylène et de propylène, et aussi d’aromatiques (e.g. BTX), et plus particulièrement de paraxylène.

Technique antérieure

L’invention s’inscrit dans l’amélioration du design de la zone à flux établi des réacteurs à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant (« downer » ou « down flow reactor » selon la terminologie anglo-saxonne), nommés ci-après réacteurs à flux descendant, utilisés par exemple pour le craquage catalytique à haute sévérité (HS-FCC).

Éthylène, Propylène, Butène, Butadiène et les aromatiques tels que le Benzène, Toluène et Xylène (BTX) représentent les produits de base pour l’industrie pétrochimique. Ces produits sont généralement obtenus par le reformage catalytique et/ou le craquage thermique (vapocraquage ou « steam cracking » en anglais) d’hydrocarbures tels que naphta, kérosène ou gazole. Ces composés sont également obtenus par un craquage catalytique en lit fluidisé (FCC) d’hydrocarbures, tels qu’un Distillât Sous Vide (DSV, ou « vacuum gas oil » ou VGO selon la terminologie anglo-saxonne) et/ou un résidu (sous vide ou atmosphérique) de distillation d’hydrocarbures et/ou de naphta, de gazoles, bruts complets.

Le procédé de craquage catalytique à haute sévérité (HS-FCC) vise à augmenter les rendements en propylène et éthylène à travers des conditions de réaction à haute température, temps de contact très courts (e.g. ~1 s), des rapports élevés entre le débit massique C de catalyseur et le débit massique O de charge (C/O).

Les inconvénients associés avec un réacteur FCC classique à lit fluidisé à co-courant gaz-solide ascendant (« riser » selon la terminologie anglo-saxonne) tels que le rétro-mélange (« back- mixing » selon la terminologie anglo-saxonne) et l’accumulation de catalyseur au voisinage de la paroi avec pour conséquence un surcraquage des hydrocarbures et la formation excessive de coke, d’hydrogène, de méthane et d’éthane ne permettent pas de favoriser la production des oléfines dans des conditions à haute sévérité.

Afin de surmonter ces inconvénients, le procédé HS-FCC utilise un réacteur à flux descendant, où le catalyseur et la charge sont mises en mouvement sous l’effet de la gravité avec un écoulement qui approche celui d’un écoulement type piston. L’écoulement gaz-solide descendant dans un réacteur évite le rétro-mélange et le surcraquage des produits tandis que l’utilisation des ratios élevés de C/O assure la prédominance des réactions catalytiques. La température élevée favorise la formation des intermédiaires de réactions tels que les oléfines légères alors qu’un temps de contact contrôlé et court évite les réactions secondaires qui sont responsable de la consommation de tels intermédiaires.

En revanche, l’écoulement gaz-solide descendant présente plusieurs défis technologiques majeurs, dont un défi important correspond à l’écoulement dans la chambre de mélange. En effet, le mélange initial entre catalyseur et charge conditionne la vaporisation des hydrocarbures et le contact gaz-solide tout au long du réacteur à flux descendant. Le mélange initial est généralement effectué en une fraction de seconde avec, pour un HS-FCC typique, un débit de l’ordre de 400 à 700 t/h de charge et 7000 à 21000 t/h de catalyseur ce qui nécessite une technologie efficace pour avoir une chambre de mélange qui se rapproche d’une zone parfaitement agitée.

Le brevet FR 2 753 453 B1 décrit un réacteur de craquage à flux descendant comprenant une zone de mise en contact entre les hydrocarbures et le catalyseur dans laquelle les injecteurs sont orientés de manière à diriger des gouttelettes de charge à contre-courant du flux descendant de particules de catalyseur, selon un angle par rapport à l'horizontale égal par exemple à 15°, mais qui peut être compris entre 2° et 45°.

Résumé de l’invention

Dans le contexte précédemment décrit, un premier objet de la présente invention est de surmonter les problèmes de l’art antérieur et de fournir un dispositif pour le craquage catalytique en lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant à écoulement de catalyseur homogène, i.e., dans lequel la concentration de solide dans la section transversale du réacteur est sensiblement uniforme. En effet, le dispositif selon l’invention permet d’obtenir une concentration de catalyseur homogène entre la zone centrale et la zone annulaire (i.e., dans la proximité de la paroi) du réacteur à co-courant gaz-solide descendant.

Un deuxième objet de la présente invention est de fournir un dispositif pour le craquage catalytique en lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant dans lequel la concentration du catalyseur dans la zone centrale est plus élevée avec moins d’accumulation à proximité des parois dans la chambre de mélange, ce qui se traduit par un contact meilleur avec la charge vaporisée.

Un troisième objet de la présente invention est de fournir un dispositif pour le craquage catalytique en lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant dans lequel la disposition des injecteurs est optimisée selon le ratio C/O. Selon un premier aspect, les objets précités, ainsi que d’autres avantages, sont obtenus par un dispositif pour le craquage catalytique en lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant comprenant, de haut en bas :

- une conduite adaptée pour transporter un flux descendant de particules de catalyseur ;

- une chambre de mélange connectée à la conduite et adaptée pour être alimentée par la conduite en flux descendant, la chambre de mélange comprenant au moins un premier injecteur de charge hydrocarbonée ; et

- un réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant connecté à la chambre de mélange et adapté pour être alimenté par la chambre de mélange en un mélange comprenant des particules de catalyseur et de la charge hydrocarbonée, dans lequel l’au moins un premier injecteur présente un angle a prédéterminé par rapport à l’horizontale répondant aux deux critères suivants :

- le vecteur de la quantité du mouvement résultant, calculé à partir de la somme vectorielle de la quantité de mouvement de charge et de la quantité de mouvement de catalyseur, présente un angle À par rapport à un plan horizontal compris entre 70° et 80° ; et

- le ratio du composant vertical de la quantité du mouvement de charge et de la quantité de mouvement de catalyseur, est compris entre -0,2 et 0,1.

Avantageusement, le dispositif permet d’homogénéiser la concentration en particules de catalyseur le long du réacteur à lit fluidisé. Avantageusement, le dispositif permet d’améliorer le contact entre le catalyseur et la charge vaporisée. Avantageusement, le dispositif permet d’optimiser la disposition et l’orientation des injecteurs en fonction des conditions opératoires envisagées.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange comprend entre 2 et 12 premiers injecteurs, préférablement entre 3 et 8 premiers injecteurs.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le vecteur de la quantité du mouvement résultant présente un angle À par rapport à un plan horizontal compris entre 72° et 77° ; et/ou le ratio du composant vertical du vecteur de la quantité du mouvement de charge et de la quantité de mouvement de catalyseur, est compris entre -0,13 et 0,04.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les premiers injecteurs sont disposés à contre- courant du flux descendant selon un angle a compris entre 15° et 45° par rapport à l’horizontale. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, au moins un premier injecteur présente une orientation désaxée par rapport au diamètre de la chambre de mélange selon un angle 0 supérieur à 0° et inférieur ou égal à 45°, et de préférence compris entre 10° et 20°.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, des premiers injecteurs sont disposés selon une ou plusieurs rangées horizontales.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange comprend au moins un deuxième injecteur de diluant.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les deuxièmes injecteurs présentent un angle p par rapport à l’horizontale compris entre 0° et 80°, et de préférence entre 10° et 45°.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, des deuxièmes injecteurs sont disposés selon une ou plusieurs rangées horizontales.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la position radiale de deuxièmes injecteurs est dans un espace de séparation entre les positions radiales adjacentes de deux premiers injecteurs.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la position radiale d’au moins un deuxième injecteur est disposée par rapport à la position radiale d’un premier injecteur adjacent selon un angle 5 sensiblement égal à la moitié d’un l’angle de séparation y entre deux premiers injecteurs adjacents.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, au moins un deuxième injecteur présente une orientation désaxée par rapport au diamètre de la chambre de mélange selon un angle o supérieur à 0° et inférieur ou égal à 45°, et de préférence compris entre 10° et 20°.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, au moins une partie de la chambre de mélange comprend une pièce d'encombrement centrale disposée sensiblement le long d’un axe central/vertical de la chambre de mélange et définissant un orifice annulaire de la chambre de mélange, par lequel les particules de catalyseur de déversent et/ou s’écoulent dans la chambre de mélange.

Selon un deuxième aspect, les objets précités, ainsi que d’autres avantages, sont obtenus par un procédé pour le craquage catalytique en lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant comprenant les étapes suivantes :

- transporter un flux descendant de particules de catalyseur dans une conduite (verticale) ;

- alimenter une chambre de mélange par la conduite (verticale) avec le flux descendant, la chambre de mélange comprenant au moins un premier injecteur de charge hydrocarbonée ; - alimenter un réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant par la chambre de mélange avec un mélange comprenant des particules de catalyseur et de la charge hydrocarbonée; et

- craquer au moins partiellement la charge hydrocarbonée en présence des particules de catalyseur dans le réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant, pour produire un effluent comprenant du catalyseur au moins partiellement coké et des produits gazeux de craquage, dans lequel l’au moins un premier injecteur présente un angle a prédéterminé par rapport à l’horizontale répondant aux deux critères suivants :

- le vecteur de la quantité du mouvement résultant, calculé à partir de la somme vectorielle de la quantité de mouvement de charge et de la quantité de mouvement (vertical et descendant) de catalyseur, présente un angle À par rapport à un plan horizontal compris entre 70° et 80° ; et

- le ratio du composant vertical de la quantité du mouvement de charge et de la quantité de mouvement (vertical et descendant) de catalyseur, est compris entre -0,2 et 0,1.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le procédé comprend au moins une des conditions opératoires suivantes :

- Les particules de catalyseur comprennent une matrice faite d’argile, de silice ou de silice alumine, optionnellement de liant, optionnellement de dopant, et/ou de zéolithe, par exemple de 15% à 70% poids de zéolithe par rapport au poids du catalyseur, préférablement une zéolithe Y et/ou une zéolithe ZSM-5, très préférablement une zéolithe ZSM-5, optionnellement dopée ;

- la densité de grain des particules de catalyseur est comprise entre 1000 kg/m ³ et 2000 kg/m ³ , préférablement entre 1250 kg/m ³ et 1750 kg/m ³ .

- la charge hydrocarbonée est une charge hydrocarbonée de température de début d’ébullition supérieure ou égale à 340°C ou une charge hydrocarbonée de température de fin d’ébullition inférieure ou égale à 450°C ;

- le flux descendant des particules de catalyseur dans la conduite (verticale) en amont de la chambre de mélange est en régime fluidisé dense et de préférence avec un flux massique supérieur à 200 kg/m ² s ;

- température de sortie de réacteur comprise entre 520°C et 750°C et de préférence inférieure à 650°C ; pression totale absolue comprise entre 0,1 MPa et 0,5 MPa ; - rapport massique du catalyseur sur la charge hydrocarbonée C/O compris entre 5°(kg/h)/(kg/h) et 35 (kg/h)/(kg/h) et de préférence entre 15 (kg/h)/(kg/h) et 30 (kg/h)/(kg/h) ;

- temps de contact te entre la charge hydrocarbonée et le catalyseur inférieur à 10 secondes, préférablement compris entre 0,5 secondes et 4 secondes ;

- flux massique de particules de catalyseur compris entre 50 et 850 kg/(m ² s), de préférence entre 400 et 750 kg/(m ² s) ;

- vitesse superficielle gaz comprise entre 2 m/s et 26 m/s, de préférence entre 6 m/s et 16 m/s ;

- injection de diluant par le premier injecteur et/ou au moins un deuxième injecteur à raison d’une quantité représentant 0% ou 0,1% à 40% poids, de préférence 1% à 35% poids et de manière préférée comprise entre 1 % et 30% poids par rapport à la masse de la charge hydrocarbonée.

D'autres caractéristiques et avantages de l'invention des aspects précités, apparaîtront à la lecture de la description ci-après et d'exemples non limitatifs de réalisations, en se référant aux figures annexées et décrites ci-après.

Liste des figures

La figure 1 représente un schéma de section d’un dispositif FCC selon un ou plusieurs modes de réalisation de la présente invention comprenant des injecteurs pour l’homogénéisation de l’écoulement de catalyseur.

La figure 2 montre un schéma et une vue en coupe montrant l’écoulement fluidique dans la chambre de mélange d’un dispositif FCC selon un ou plusieurs modes de réalisation de la présente invention.

La figure 3 montre une vue de haut schématique de la chambre de mélange d’un dispositif FCC selon un ou plusieurs modes de réalisation de la présente invention.

La figure 4 montre des vues en 3D d’un dispositif FCC selon un ou plusieurs modes de réalisation de la présente invention.

La figure 5 montre des vues en 3D d’un schéma A d’un dispositif FCC de référence, et d’un schéma B d’un dispositif FCC selon un ou plusieurs modes de réalisation de la présente invention.

La figure 6 montre des vues en 3D de schémas A et B de la fraction volumique du catalyseur moyenné dans le temps dans le dispositif FCC de référence de la figure 5, et dans le dispositif FCC selon l’invention de la figure 5, respectivement. La figure 7 montre les profils radiaux A et B de la fraction du solide et flux massique du solide à 2,8 m en dessous des injecteurs du dispositif FCC de référence de la figure 5, et du dispositif FCC de selon l’invention de la figure 5, respectivement.

Description détaillée de l'invention

Des modes de réalisation selon les aspects précités vont maintenant être décrits en détail. Dans la description détaillée suivante, de nombreux détails spécifiques sont exposés afin de fournir une compréhension plus approfondie du dispositif et du procédé selon la présente invention. Cependant, il apparaîtra à l’homme du métier que le dispositif peut être mis en œuvre sans ces détails spécifiques. Dans d’autres cas, des caractéristiques bien connues n’ont pas été décrites en détail pour éviter de compliquer inutilement la description.

Dans la présente description, le terme « comprendre » est synonyme de (signifie la même chose que) « comporter », « inclure » et « contenir », et est inclusif ou ouvert et n’exclut pas d’autres éléments non récités. Il est entendu que le terme « comprendre » inclut le terme exclusif et fermé « consister ». En outre, dans la présente description, les termes « essentiellement » ou « sensiblement » ou « environ » correspondent à une approximation de ± 10%, préférablement de ± 5%, très préférablement de ± 1 %.

L'invention porte sur un dispositif et un procédé de craquage catalytique en lit fluidisé pour la transformation chimique de produits pétroliers (FCC), utilisés par exemple pour le craquage catalytique à haute sévérité (HS-FCC).

Une unité FCC traite généralement une coupe hydrocarbonée (dite lourde) issue de l'unité de distillation sous vide comme un gazole sous vide ou un résidu sous vide, ou encore un résidu atmosphérique, seuls ou en mélange. Une unité FCC peut également traiter une coupe hydrocarbonée (dite légère) telle qu’une coupe essence ou une coupe gazole, seules ou en mélange. Il est également possible de traiter un mélange de coupes hydrocarbonées légères et lourdes, ou encore un brut complet. Afin d’augmenter les rendements en propylène et éthylène en utilisant des conditions de réaction à haute sévérité (haute température, temps de contact très courts, rapports C/O élevés entre le débit C de catalyseur et le débit O de charge), les dispositifs et procédés de craquage catalytique utilisent généralement un réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant (« downer » ou « down flow reactor » selon la terminologie anglo- saxonne), nommé ci-après réacteur à flux descendant.

Il arrive cependant que l’écoulement gaz-solide descendant présente plusieurs défis technologiques, dont parvenir à obtenir un écoulement et un mélange homogène dans la section à flux établi du réacteur descendant. Afin de surmonter ces inconvénients, des améliorations de la technologie des réacteurs à flux descendant décrits dans le brevet FR 2 753 453 B1 ont été identifiées, pour répondre au défi présenté ci-dessus à travers un agencement spécifique d’injecteurs de charge hydrocarbonée, et optionnellement d’injecteurs de diluant, pour améliorer le contact entre le catalyseur et les hydrocarbures dans la chambre de mélange.

Le dispositif selon l’invention

En référence à la figure 1 , le dispositif selon un ou plusieurs modes de réalisation de la présente invention comprend de haut en bas :

- une conduite 1 (sensiblement verticale) ;

- une chambre de mélange 2 ; et

- un réacteur à flux descendant 3 (sensiblement vertical).

La conduite 1 est adaptée pour alimenter la chambre de mélange 2 avec du catalyseur solide (particules). La conduite 1 transporte principalement du solide, ainsi qu’un gaz de fluidisation entraîné par le solide descendant. La conduite 1 présente un écoulement comme une colonne d’alimentation (« standpipe » selon la terminologie anglo-saxonne) bien connue de l’homme de métier.

La chambre de mélange 2 est connectée à la conduite 1 et est adaptée pour alimenter le réacteur à flux descendant 3 avec un mélange comprenant des particules de catalyseur, une charge hydrocarbonée et optionnellement un diluant.

Le réacteur à flux descendant 3 est connecté à la chambre de mélange 2 et est adapté pour craquer au moins partiellement la charge hydrocarbonée en présence des particules de catalyseur pour produire un effluent comprenant du catalyseur au moins partiellement coké et des produits gazeux de craquage, et optionnellement de la charge vaporisée non convertie.

Spécifiquement, en référence à la figure 1 , la conduite 1 alimente la chambre de mélange 2 d’un flux descendant 4 de particules de catalyseur (chaud), la chambre de mélange 2 comprenant un ou plusieurs premiers injecteurs 5 de charge hydrocarbonée 6. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le ou les premiers injecteurs 5 est adapté pour injecter du diluant (e.g. vapeur d’eau) avec la charge. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 comprend un ou plusieurs deuxièmes injecteurs 7 de diluant 8. Dans la chambre de mélange 2, le flux descendant 4 entre en contact avec la charge hydrocarbonée 6 atomisée à l’aide du ou des premiers injecteurs 5 et optionnellement avec du diluant 8, introduit par exemple par le ou les deuxièmes injecteurs 7. Avantageusement, l’injection de diluant 8 permet de réduire la pression partielle de la charge hydrocarbonée et de réduire les réactions secondaires. Avantageusement, l’injection de diluant 8 permet d’améliorer l’atomisation de la charge hydrocarbonée 6. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le diluant 8 est choisi parmi le groupe consistant en de la vapeur d’eau, de l’azote, du CO2, des hydrocarbures légers (e.g. composés en C1-C5), des fumées de combustion. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le diluant 8 comprend ou consiste en de la vapeur d’eau.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la conduite 1 est de géométrie à section constante, comme cylindrique, carrée, rectangulaire ou hexagonale, ou à section variable, comme un tronc de pyramide ou de cône, ou une combinaison des différentes formes géométriques. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la conduite 1 est de forme cylindrique et optionnellement de diamètre variable. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la conduite 1 est de forme au moins partiellement tronconique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la conduite 1 comprend (dans le sens de l’écoulement du catalyseur solide) : un tronçon cylindrique, par exemple dont le diamètre est choisi pour obtenir un flux de solide de 100 à 800 kg/(m ² s) et de préférence entre 300 à 600 kg/(m ² s) ; un tronçon tronconique (dit de rétrécissement) adjacent la chambre de mélange 2, dont le diamètre diminue, par exemple afin d’atteindre un flux de solide, sans prise en compte des internes, entre 400 et 2000 kg/(m ² s) et de préférence entre 700 et 1500 kg/(m ² s) ; et optionnellement un deuxième tronçon cylindrique, par exemple dont le diamètre est choisi pour obtenir un flux de solide, sans prise en compte des internes, entre 400 et 2000 kg/(m ² s) et de préférence entre 700 et 1500 kg/(m ² s).

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 est de géométrie à section constante, comme cylindrique, carrée, rectangulaire ou hexagonale, ou à section variable, comme un tronc de pyramide ou de cône, ou une combinaison des différentes formes géométriques. La chambre de mélange peut être doté d’internes centraux, tel qu’une pièce d'encombrement centrale décrite ci-après en référence à la figure 5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 est de forme cylindrique et optionnellement de diamètre variable. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 est de forme au moins partiellement tronconique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 comprend une limite supérieure de section S1 connectant la chambre de mélange 2 à la conduite 1 et une limite inférieure de section S2 connectant la chambre de mélange 2 au réacteur à flux descendant 3, le rapport S1/S2 étant inférieur à 0,9 et préférablement inférieur à 0,7. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le rapport S1/S2 est compris entre 0,4 et 0,9, préférablement entre 0,5 et 0,7.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 comprend entre 2 et 12 premiers injecteurs 5, préférablement entre 3 et 8 premiers injecteurs 5. En référence aux figures 1 et 2, la demanderesse a identifié que la direction axiale des premiers injecteurs 5 est un élément clé pour bien disperser le catalyseur. Spécifiquement selon l’invention, les premiers injecteurs 5 présentent un angle a (alpha) prédéterminé par rapport à l’horizontale répondant aux deux critères suivants :

- le vecteur de la quantité du mouvement résultant M _tot , calculé à partir de la somme vectorielle de la quantité de mouvement (« momentum » selon la terminologie anglo-saxonne ; définit comme masse (ou débit massique)*vitesse) de charge M ₆ et de la quantité de mouvement de catalyseur M ₄ , présente un angle À (lambda) par rapport à l’horizontale entre 70° et 80° et de préférence entre 72° et 77° ; et

- le ratio du composant vertical du vecteur de la quantité du mouvement de charge Mev et de la quantité de mouvement de catalyseur M ₄ , est compris entre -0,2 et 0,1 et de préférence entre -0,13 et 0,04.

Le respect des deux critères donne principalement des directions axiales des premiers injecteurs 5 en contre-courant du flux descendant 4, par exemple selon un angle a compris entre 0° et 80°, ou légèrement en co-courant du flux descendant 4, par exemple selon un angle a compris entre -20° et 0°. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les premiers injecteurs 5 sont disposés à contre-courant du flux descendant 4 selon un angle a compris entre 15° et 45° par rapport à l’horizontale.

En outre, en référence à la figure 3, pour favoriser la turbulence dans la chambre de mélange 2 et diriger la charge vers des zones à plus haute concentration de catalyseur, au moins un premier injecteur 5 peut avoir une orientation (selon une projection sur un plan horizontal) désaxée par rapport au diamètre de la chambre de mélange 2 selon un angle 0 (thêta) supérieur à 0° et inférieur ou égal à 45°, et de préférence compris entre 10° et 20°. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, des premiers injecteurs 5 désaxés adjacents présentent respectivement des angles 0 positifs et négatifs, notamment pour améliorer la turbulence.

En référence à la figure 4, selon un ou plusieurs modes de réalisation, des premiers injecteurs 5 sont disposés selon une ou plusieurs rangées horizontales, i.e., perpendiculairement à l’axe central/vertical Z de la conduite 1 , de la chambre de mélange 2 et du réacteur à flux descendant 3. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les premiers injecteurs 5 adjacents d’une rangée de premiers injecteurs 5 sont disposés sur la paroi de la chambre de mélange 2 selon un angle de séparation y (gamma) étant sensiblement égal à 360° divisé par le nombre des premiers injecteurs 5 de ladite rangée.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 comprend entre 2 et 12 deuxièmes injecteurs 7, préférablement entre 3 et 8 deuxièmes injecteurs 7. En référence à la figure 1 , les deuxièmes injecteurs 7 présentent un angle p (bêta) par rapport à l’horizontale compris entre 0° et 80°, et de préférence entre 10° et 45°.

En référence à la figure 4, selon un ou plusieurs modes de réalisation, des deuxièmes injecteurs 7 sont disposés selon une ou plusieurs rangées horizontales (perpendiculaires à l’axe central/vertical Z).

En référence à la figure 4, selon un ou plusieurs modes de réalisation, des deuxièmes injecteurs 7 sont disposés au-dessous (e.g. d’une rangée) de premiers injecteurs 5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, des deuxièmes injecteurs 7 sont disposés entre deux rangées de premiers injecteurs 5.

En référence aux figures 3 et 4, selon un ou plusieurs modes de réalisation, la position radiale de deuxièmes injecteurs 7 est dans un espace de séparation entre les positions radiales adjacentes de deux premiers injecteurs 5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la position radiale d’au moins un deuxième injecteur 7 est disposée par rapport à la position radiale d’un premier injecteur 5 adjacent un deuxième injecteur 7 (selon une projection sur un plan horizontal) selon un angle 5 (delta) sensiblement égal à la moitié de l’angle de séparation y entre deux premiers injecteurs 5 adjacents.

En référence aux figures 3 et 4, pour favoriser la turbulence dans la chambre de mélange 2 et diriger le catalyseur vers des zones à plus haute concentration de charge, les deuxièmes injecteurs 7 peuvent avoir une orientation (selon une projection sur un plan horizontal) désaxée par rapport au diamètre de la chambre de mélange selon un angle o (sigma) supérieur à 0° et inférieur ou égal à 45°, et de préférence compris entre 10° et 20°. Pour rendre la vue de dessus de la figure 4 plus claire, une rangée d’injecteurs 5 a été supprimée.

En référence à la figure 1 , la chambre de mélange 2 alimente le réacteur à flux descendant 3 avec un mélange de charge hydrocarbonée 6, de particules de catalyseur et optionnellement de diluant 8. Avantageusement, la charge hydrocarbonée 6 et les particules de catalyseur donnent lieu aux réactions de craquage qui se complètent dans le réacteur à flux descendant 3 d’une hauteur L (selon l’axe central/vertical Z) pour produire un effluent hydrocarboné 9 comprenant des produits de craquage, du catalyseur usé et potentiellement une partie de la charge hydrocarbonée n’ayant pas réagi.

En référence à la figure 5, selon un ou plusieurs modes de réalisation, au moins une partie de la chambre de mélange 2 comprend une pièce d'encombrement centrale 10 (« plug » selon la terminologie anglo-saxonne) disposée sensiblement le long de l’axe central/vertical Z et définissant un orifice annulaire 11 de la chambre de mélange 2, par lequel les particules de catalyseur de déversent et/ou s’écoulent dans la chambre de mélange 2. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la position verticale des premiers injecteurs 5 et/ou des deuxièmes injecteurs 7 est comprise entre l’extrémité haute et l’extrémité basse de la pièce d’encombrement centrale 10, i.e. , la charge 6 et optionnellement le diluant 8 sont introduits dans l'orifice annulaire 11 de la chambre de mélange 2.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le réacteur à flux descendant 3 est de géométrie à section constante, comme cylindrique, carrée, rectangulaire ou hexagonale, préférablement cylindrique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le réacteur à flux descendant 3 est de forme cylindrique et optionnellement de diamètre variable. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le diamètre du réacteur à flux descendant 3 est défini tel que la vitesse superficielle du gaz le traversant soit comprise entre 2 m/s et 26 m/s, préférentiellement entre 6 m/s et 16 m/s.

Le catalyseur

Le catalyseur est un catalyseur solide (e.g. particules de densité, taille et forme des grains choisies pour utilisation en lit fluidisé). Les densités, tailles et formes des catalyseurs pour lits fluidisés sont connus de l’homme du métier, et ne seront pas décrites davantage. Le catalyseur peut être tout type de catalyseur de craquage catalytique.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur est un catalyseur de type FCC, contenant par exemple ce qui est couramment appelé une matrice faite d’argile, de silice ou de silice alumine, optionnellement de liant, et/ou de zéolithe, par exemple de 15% à 70% poids de zéolithe par rapport au poids du catalyseur, préférablement une zéolithe Y et/ou une zéolithe ZSM-5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur comprend une zéolithe ZSM-5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la densité de grain du catalyseur est comprise entre 1000 kg/m ³ et 2000 kg/m ³ . Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la densité de grain du catalyseur est comprise entre 1250 kg/m ³ et 1750 kg/m ³ .

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur comprend au moins un liant (e.g. de 30% à 85% poids) choisi parmi l’alumine, la silice, la silice-alumine, la magnésie, l’oxyde de titane, la zircone, les argiles et l’oxyde de bore, seul ou en mélange et de préférence parmi la silice, la silice-alumine et les argiles, seul ou en mélange.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur comprend au moins un élément dopant (e.g. de 0 à 10% poids) choisi parmi le phosphore, le magnésium, le sodium, le potassium, le calcium, le fer, le bore, le manganèse, le lanthane, le cérium, le titane, le tungstène, le molybdène, le cuivre, le zirconium et le gallium, seul ou en mélange.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur comprend et/ou est constitué de zéolithe, telle que la ZSM-5, optionnellement dopée. La charge

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée 6 est une charge hydrocarbonée (dite lourde), caractérisée par une température de début d’ébullition de sensiblement 340°C, voire supérieure à 340°C, souvent supérieure à 380°C, telle qu’une coupe hydrocarbonée lourde, par exemple issue d’une unité de distillation sous vide, telle que du gazole/distillat sous vide (« vacuum gas oil » ou « VGO » selon la terminologie anglo-saxonne) ou un résidu sous vide, un résidu atmosphérique, un gazole sous vide issu d’une unité de conversion, telle qu’un gasoil de cokéfaction (« Heavy Coker Gas Oil » ou « HCGO » selon la terminologie anglo-saxonne) ou une coupe hydrocarbonée lourde issue d’une unité d’hydroconversion en lit bouillonnant ou en lit entrainé (telle que les procédés H-Oil, LC-Fining, EST, VCC ou Uniflex), un recycle d’une étape d’hydrocraquage, seuls ou en mélange.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée 6 est une charge dite légère, caractérisée par une température de fin d’ébullition inférieure ou égale à 450°C, souvent inférieure à 400°C, telle qu’une coupe essence ou une coupe gazole, par exemple issue d’une unité de distillation atmosphérique, ou issue d’une unité de conversion, telle qu’une essence ou un gasoil d’une unité d’hydrocraquage, ou une essence ou un gasoil d’une unité de cokéfaction ou une essence ou un gasoil d’une unité d’hydroconversion en lit bouillonnant ou en lit entrainé (telle que les procédés H-Oil, LC-Fining, EST, VCC ou Uniflex), ou une essence ou un gasoil issue d’une unité de FCC, ou un recycle de l’unité de FCC en question, seuls ou en mélange. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, il est également possible de traiter un mélange de coupes hydrocarbonée légères et lourdes, ou encore un brut complet.

Au contact du flux descendant 4 de particules de catalyseur chaud, la charge hydrocarbonée 6 pulvérisée se vaporise et des réactions endothermiques de craquage se produisent le long du réacteur à flux descendant 3 diminuant ainsi la température et produisant :

- des produits valorisables (e.g. du gaz C1-C4 comprenant des oléfines ; une coupe essence comprenant des aromatiques) ;

- optionnellement une coupe gasoil léger (« Light Cycle Oil » ou LCO selon la terminologie anglo-saxonne) ⁰ ;

- optionnellement une coupe gasoil lourd (« Heavy Cycle Oil » ou HCO selon la terminologie anglo-saxonne) ;

- optionnellement une huile en forme de boue (« slurry » selon la terminologie anglo-saxonne) ; et optionnellement un résidu solide (coke) adsorbé sur le catalyseur. Le procédé selon l’invention

Le procédé selon la présente invention comprend une étape de craquage catalytique de production d’oléfines légères (et en particulier en éthylène et en propylène), d’aromatiques (et en particulier benzène, toluène etxylènes), et d’essence (et optionnellement de LCO, HCO et slurry), par craquage catalytique de la charge hydrocarbonée 6 (alimentée par le premier injecteur 5) par mise en contact avec le flux descendant 4 de particules de catalyseur chaud (alimenté par la conduite 1), et optionnellement le diluant 8 (alimentée par le deuxième injecteur 7) dans la chambre de mélange 2 puis dans le réacteur à flux descendant 3.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le flux descendant 4 des particules de catalyseur dans la conduite 1 en amont de la chambre de mélange 2 est en régime fluidisé dense et de préférence avec un flux massique supérieur à 200 kg/m ² s, pour par exemple permettre préférablement un régime avec les bulles descendantes.

Dans la présente demande, le terme « lit fluidisé dense » signifie un lit fluidisé gaz-solide fonctionnant en régime homogène, en régime bouillonnant ou en régime turbulent.

Dans la présente demande, le terme « lit fluidisé homogène » signifie un lit fluidisé gaz-solide dont la vitesse de gaz est comprise entre la vitesse minimum de fluidisation et la vitesse minimum de bullage. Ces vitesses dépendent des propriétés du catalyseur solide (densité, taille, forme des grains...). La fraction volumique de solide est comprise entre une valeur proche de 0,45 et la fraction volumique de solide maximale correspondant à un lit fixe, non fluidisé, généralement proche de 0,6.

Dans la présente demande, le terme « lit fluidisé bouillonnant » signifie un lit fluidisé gaz-solide dont la vitesse de gaz est comprise entre la vitesse minimum de bullage et la vitesse de transition au régime turbulent. Ces vitesses dépendent des propriétés du catalyseur solide (densité, taille, forme des grains...). La fraction volumique de solide est comprise entre une valeur proche de 0,35 et une valeur proche de 0,45.

Dans la présente demande, le terme « lit fluidisé turbulent » signifie un lit fluidisé gaz-solide dont la vitesse de gaz est comprise entre la vitesse de transition au régime turbulent et la vitesse de transport. La fraction volumique de solide est comprise entre une valeur proche de 0,25 et une valeur proche de 0,35.

Dans la présente demande, le terme « lit fluidisé transporté » signifie un lit fluidisé gaz-solide dont la vitesse de gaz est supérieure à la vitesse de transport. La fraction volumique de solide est inférieure à une valeur proche de 0,25. Dans la présente demande, le terme « vitesse de transport » correspond à la vitesse avec laquelle essentiellement tout le solide est entrainé par le gaz.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les injecteurs 5 sont adaptés pour atomiser la charge hydrocarbonée 6 (liquide) et pénétrer le flux du catalyseur.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les conditions opératoires de la conduite 1 et/ou du réacteur à flux descendant 3 sont choisies parmi les conditions suivantes :

- température (de sortie de réacteur) comprise entre 520°C et 750°C et de préférence inférieure à 650°C ;

- pression totale absolue comprise entre 0,1 MPa et 0,5 MPa ;

- rapport massique du catalyseur 4 sur la charge hydrocarbonée 6 C/O compris entre 5 (kg/h)/(kg/h) et 35 (kg/h)/(kg/h) et de préférence entre 15 (kg/h)/(kg/h) et 30 (kg/h)/(kg/h) ;

- temps de contact t _c entre la charge hydrocarbonée 6 et le catalyseur inférieur à 10 secondes, préférablement compris entre 0,5 secondes et 4 secondes ;

- flux massique de particules de catalyseur compris entre 50 et 850 kg/(m ² s), de préférence entre 400 et 750 kg/(m ² s) ; et

- vitesse superficielle gaz comprise entre 2 m/s et 26 m/s, de préférence entre 6 m/s et 16 m/s.

Dans la présente description, le temps de contact t _c est défini comme le produit de la fraction volumique solide E _S par la hauteur de lit H _s (e.g. hauteur de réacteur L), divisé par la vitesse superficielle du gaz vsg, cela intégré tout au long de la hauteur du lit, tel que défini ci-après dans la formule mathématique Math 1.

Math 1

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, une quantité de diluant 8 (e.g. azote et/ou vapeur d’eau) est ajoutée à la charge pour réduire la pression partielle d’hydrocarbures de la charge et le diluant est introduit à raison d’une quantité représentant 0% ou 0,1 % à 40% poids, de préférence 1 % à 35% poids et de manière préférée comprise entre 1 % et 30% poids par rapport à la masse de la charge hydrocarbonée 6.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, à l’issue de l’étape de craquage catalytique dans le réacteur à flux descendant 3, les produits gazeux et le catalyseur, et optionnellement la charge vaporisée non convertie, sont séparés dans le séparateur gaz/solide (non représenté) renfermant un lit fluidisé dense où les réactions de craquage peuvent se poursuivre.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les conditions opératoires du séparateur sont choisies parmi les conditions suivantes :

- température (de sortie de réacteur) comprise entre 500°C et 750°C, de préférence entre 550°C et 700°C, de manière encore plus préférée entre 580°C et 685°C ;

- pression totale absolue comprise entre 0,1 MPa et 0,5 MPa et de préférence entre 0,1 MPa et 0,4 MPa et de manière préférée entre 0,1 MPa et 0,3 MPa ;

- rapport massique du catalyseur sur la charge (charge vaporisée non convertie et produits gazeux) C/O compris entre 5 (kg/h)/(kg/h) et 40 (kg/h)/(kg/h) ;

- temps de contact t _c entre la charge et le catalyseur compris entre 500 millisecondes (ms) et 10 secondes ; et

- pression partielle des hydrocarbures de la charge (PPHcharge) comprise entre 0,01 MPa et 0,3 MPa, de préférence entre 0,02 MPa et 0,2 MPa et de manière préférée entre 0,05 MPa et 0,15 MPa.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, en sortie du séparateur le catalyseur coké est envoyé vers un strippeur optionnel (non représenté) pour stripper les hydrocarbures restés adsorbés à la surface du catalyseur au moyen d’un deuxième diluant.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les conditions opératoires du strippeur sont choisies parmi les conditions suivantes :

- temps de séjour du catalyseur dans le strippeur : entre 10 secondes et 180 secondes, préférentiellement entre 30 secondes et 120 secondes ;

- vitesse superficielle de gaz entre la vitesse minimale de fluidisation et la vitesse de transition au régime turbulent, par exemple entre 0,01 m/s et 0,5 m/s, préférentiellement entre 0,15 m/s et 0,4 m/s ;

- flux solide entre 25 kg/m ² s et 200 kg/m ² s, préférentiellement entre 50 kg/m ² s et 150 kg/m ² s et de manière préférée entre 50 kg/m ² s et 100 kg/m ² s ;

- température entre 500°C et 750°C, préférentiellement entre 550°C et 650°C ;

- pression totale absolue comprise entre 0,1 MPa et 0,5 MPa et de préférence entre 0,1 MPa et 0,4 MPa et de manière préférée entre 0,1 MPa et 0,3 MPa ;

- fraction volumique solide entre 0,25 et 0,6, préférentiellement entre 0,4 et 0,6. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, en sortie du séparateur ou du strippeur, le solide coké est transporté dans un régénérateur (non représenté) dans lequel une alimentation en air brûle le coke du catalyseur pour produire un catalyseur régénéré chaud et des gaz de combustion, le catalyseur régénéré chaud pouvant alimenter le flux descendant 4 en particules de catalyseur chaud.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les conditions opératoires du régénérateur sont choisies parmi les conditions suivantes :

- vitesse superficielle de gaz entre 0,1 m/s et 2 m/s, préférentiellement 0,2 m/s et 1 ,5 m/s ;

- temps de séjour du catalyseur entre 30 secondes et 20 minutes, préférentiellement entre 1 minute et 10 minutes ;

- température entre 500°C et 840°C, préférentiellement entre 650°C et 750°C.

Exemples

En référence à la figure 5, les écoulements dans un dispositif de référence A et un dispositif selon l’invention B opérant dans les conditions sans réaction ont été comparés afin d’étudier l’hydrodynamique.

Le dispositif de référence A comprend :

- une conduite 1 , composé d’un tronçon cylindrique, d’un cône de rétrécissement et d’un tronçon cylindrique ;

- une chambre de mélange 2 tronconique (S1/S2 étant inférieur à 1) comprenant une pièce d'encombrement centrale 10 définissant un orifice annulaire 11 ;

- un réacteur à flux descendant 3 cylindrique présentant une longueur de 4,07 m et un diamètre interne de 0,42 m ;

- quatre premiers injecteurs 5 de charge hydrocarbonée 6 positionnés en co-courant du flux descendant 4 de particules de catalyseur avec un angle de 45° vers le bas par rapport à la direction horizontale, ce qui produit un angle À du vecteur de la quantité du mouvement résultant M _tot de 79° par rapport à l’horizontale. Le ratio du composant vertical de la quantité du mouvement de charge M _6v et la quantité de mouvement de catalyseur M ₄ est de 0,23 ce qui est dehors de l’intervalle recommandé ; et quatre deuxièmes injecteurs 7 de diluant 8 (vapeur d’eau) positionnés en co-courant du flux descendant 4 de particules de catalyseur avec un angle de 45° vers le bas par rapport à la direction horizontale. Le dispositif de selon l’invention B comprend :

- une conduite 1 , composé d’un tronçon cylindrique, d’un cône de rétrécissement et d’un tronçon cylindrique ;

- une chambre de mélange 2 tronconique (S1/S2 étant inférieur à 1) comprenant une pièce d'encombrement centrale 10 définissant un orifice annulaire 11 ;

- un réacteur à flux descendant 3 cylindrique présentant une longueur de 4,07 m et un diamètre interne de 0,42 m ;

- quatre premiers injecteurs 5 de charge hydrocarbonée 6 positionnés en contre-courant du flux descendant 3 de particules de catalyseur avec un angle a de 30° vers le haut par rapport à la direction horizontale, ce qui produit un angle À du vecteur de la quantité du mouvement résultant M _tot de 72° par rapport à l’horizontale. Le ratio du composant vertical de la quantité du mouvement de charge Mev et la quantité de mouvement de catalyseur M4 est de -0,16 ; et

- quatre deuxièmes injecteurs 7 de diluant 8 (vapeur d’eau) positionnés en contre-courant du flux descendant 3 de particules de catalyseur avec un angle p de 30° vers le haut par rapport à la direction horizontale.

Les configurations du dispositif de référence A et du dispositif selon l’invention B ont été simulées en CFD avec l’outil Barracuda© dans les conditions opératoires suivantes :

- le flux du catalyseur de de 607 kg/m ² s ;

- le catalyseur présente un diamètre dso de 73 pm et une densité de grain de 1418 kg/m ³ (i.e. , groupe A de la classification de Geldart) ;

- le débit d’air de 1 ,85 kg/s présente un ratio entre les premiers injecteurs 5 sur les deuxièmes injecteurs 7 de 70/30 ;

- les premiers injecteurs 5 sont positionnés à 0,2 m au-dessus des deuxièmes injecteurs 7 ;

- l’angle 5 de rotation entre les premiers injecteurs 5 et les deuxièmes injecteurs 7 est de 45°;

- la vitesse de gaz en sortie des injecteurs est de 90 m/s pour les premiers injecteurs 5 et 76 m/s pour les deuxièmes injecteurs 7 ;

- l’écoulement est dans les conditions ambiantes sans réaction ;

- une pièce d'encombrement centrale 10 est positionné au centre de la chambre de mélange 2.

La figure 6 présente la Fraction Volumique des Particules, notée FVP, pour les deux configurations A et B du dispositif de référence A et du dispositif selon l’invention B, respectivement, sur 13 sections. Les deux premières sections sont respectivement à la hauteur des premiers et deuxièmes injecteurs 5 et 7, et les sections suivantes sont espacées de 0,35 m. Avantageusement, la distribution radiale du solide tout au long du réacteur à flux descendant 3 est toujours plus homogène pour le dispositif selon l’invention B par rapport au dispositif de référence A. En outre, il est à noter une concentration importante du solide à la proximité de la paroi pour le dispositif de référence A par rapport au dispositif selon l’invention B. La figure 7 montre les profils radiaux A et B de la fraction volumique des particules FVP, et du Flux Massique des Particules, noté FM P, du dispositif de référence A et du dispositif selon l’invention B de la figure 5, respectivement. Les profils radiaux A et B sont réalisés dans une direction x (perpendiculaire à l’axe central/vertical Z) à une hauteur de 2,8 m en dessous des premiers injecteurs 5. On peut noter que le dispositif selon l’invention B produit un profil radial B plus homogène avec une distribution meilleure des phases. Le coefficient de variation des valeurs de fraction volumique des particules FVP sur ces profils radiaux A et B est de 40 % pour le dispositif de référence A et de 15 % pour le dispositif selon l’invention B. De façon équivalente, le coefficient de variation des valeurs de flux massique des particules FMP pour les profils A et B est de 59% pour le dispositif de référence A et de 16 % pour le dispositif selon l’invention B, ce qui indique une meilleure dispersion du catalyseur sur la section pour le dispositif selon l’invention B.