EP0489726A1 - Procede et dispositif de vapocraquage d'hydrocarbures en phase fluidisee. - Google Patents

Procede et dispositif de vapocraquage d'hydrocarbures en phase fluidisee.

Info

Publication number
EP0489726A1
EP0489726A1 EP89910120A EP89910120A EP0489726A1 EP 0489726 A1 EP0489726 A1 EP 0489726A1 EP 89910120 A EP89910120 A EP 89910120A EP 89910120 A EP89910120 A EP 89910120A EP 0489726 A1 EP0489726 A1 EP 0489726A1
Authority
EP
European Patent Office
Prior art keywords
temperature
particles
hydrocarbons
reactor
fractionation
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Granted
Application number
EP89910120A
Other languages
German (de)
English (en)
Other versions
EP0489726B1 (fr
Inventor
Jean-Bernard Sigaud
Jean-Louis Mauleon
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
TotalEnergies Marketing Services SA
Original Assignee
Total Raffinage Distribution SA
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Total Raffinage Distribution SA filed Critical Total Raffinage Distribution SA
Priority to AT89910120T priority Critical patent/ATE103628T1/de
Priority claimed from AU42252/89A external-priority patent/AU641367B2/en
Publication of EP0489726A1 publication Critical patent/EP0489726A1/fr
Application granted granted Critical
Publication of EP0489726B1 publication Critical patent/EP0489726B1/fr
Anticipated expiration legal-status Critical
Expired - Lifetime legal-status Critical Current

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G9/00—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G9/002—Cooling of cracked gases
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G9/00—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G9/28—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid material
    • C10G9/32—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid material according to the "fluidised-bed" technique

Definitions

  • the present invention relates to a steam cracking method and device for converting petroleum hydrocarbon fractions, in the fluidized phase of heat-carrying particles and at high temperature, for the production of olefins and, in particular, olefins comprising 2 to 4 carbon atoms, butadiene and monoaromatic compounds, such as benzene, or which can be branched, such as toluene, xylenes, etc.
  • hydrocarbon cracking processes are commonly used in the petroleum and parapetroleum industries; they consist of dividing, by increasing the temperature, hydrocarbon molecules into smaller molecules.
  • thermal cracking and catalytic cracking, which involve either the only influence of temperature or the active sites of a catalyst.
  • thermocracking reaction takes place mainly in the part of the tubes receiving the maximum heat flux, where the temperature is determined by the nature of the hydrocarbons to be cracked: - for the so-called visbreaking processes, in which only the heaviest molecules are split into smaller molecules, the cracking temperature is between 450 and 600 ° C depending on the case;
  • the necessary temperature is much higher and generally between 780 and 850 ° C, depending on the type of charge to be cracked, but it remains however limited by the conditions of implementation of the process and by the complexity of operation of the ovens, which use additional heating energy. Obtaining and maintaining the required temperature levels is all the more delicate since it gradually deposits unwanted coke on the walls of the tubes and the heat flow is limited. In addition, the higher wall temperature than that of the process is the cause of the formation of coke and degradation products such as gums and acetylenic compounds.
  • Coke affects the quality of heat exchange; it leads to an increase in the pressure drop inside the tubes and an increase in the skin temperature imposing an excessive mechanical stress, which contributes to reducing the conversion rate of the load of hydrocarbons entering the unit. thermocracking and causes periodic stops for decoking. It also follows, on the one hand, that the process must be modular, so as to allow decoking operations in operation, and, on the other hand, that the loads to be treated must be "clean", so that that the duration of the cycles between two decokings is not too short. In practice, these charges are limited to LPG, gasoline, and certain favorable or hydrotreated gas oils.
  • thermocracking reaction is very endothermic. There are therefore problems of temperature regulation and maintenance and, consequently, of selectivity, which are very difficult to solve.
  • thermocrack petroleum hydrocarbon fractions which include light paraffins such as butanes, propane and especially ethane, as well as petroleum fractions such as gasolines, naphthas and diesel fuels, it is necessary to maintain the reaction temperature at a very high level, generally of the order of 750 to 850 ° C, for a very short time, but strictly controlled.
  • the present invention aims to remedy these drawbacks by proposing a process for the conversion by steam cracking at high temperature of petroleum hydrocarbon fractions into olefins such as ethylene, propylene and butenes, butadiene and monoaromatic compounds, for example. introduction of said cuts into a dilute fluidized phase of heat-carrying particles and water vapor at high temperature, under reaction conditions of fluidization, of temperature and of strictly determined duration.
  • the invention also aims to allow satisfactory conversion, by cracking the cuts introduced into the reactor, with a high selectivity for light olefins, butadiene and monoaromatic compounds.
  • the invention also aims to allow effective control of the polymerization reactions of the reaction products.
  • the invention finally aims to produce coke only reduced quantity, but sufficient to satisfy the thermal balance of the unit.
  • the subject of the invention is a process of conversion by steam cracking, at high temperature and in the presence of a dilute fluidized phase of essentially heat-transferable particles, on the one hand, of at least one cut of light hydrocarbons little contaminated with metals, the boiling point of which is less than about 400 ° C and, on the other hand, a heavier hydrocarbon charge, consisting essentially of compounds with a boiling point above about 400 ° C, this process comprising a step of bringing said cut, then said load, in a staged manner and with decreasing severity, with heat transfer particles, catalytic or not, in a continuous reactor of tubular type with ascending flow or descending, a separation and stripping step making it possible to separate, on the one hand, at least 90% of said particles, which are then preferably regenerated by combustion of the coke deposited on r these before recycling them at a higher temperature to the feed to said continuous reactor and, on the other hand, the effluent hydrocarbons, which are recovered during a fractionation stage by distill
  • the cut or cuts of lightly contaminated light hydrocarbons distilling at less than 400 ° C. may be advantageously chosen from the group consisting of light paraffins such as ethane, propane and butanes, and heavier hydrocarbons such as essences, naphthas and gas oils, or even certain cuts with higher boiling point, but strongly paraffinic or naphthenic, such as paraffins or slack oil or oil recycles.
  • These hydrocarbon fractions can come either from different refinery units, such as atmospheric distillation, visbreaking, hydrocracking, oil manufacturing or olefin oligomerization units, or effluents from the conversion unit itself.
  • These various cuts can also be injected alone or in combination with steam and possibly other fluidizing gases such as hydrogen and light gases.
  • the steam cracking will be carried out in the continuous reactor in several zones of decreasing severity, by successive injections in the presence of steam and / or gaseous fluids of several distinct cuts, the first cut must necessarily have a boiling temperature lower than that of the next.
  • This temperature profile is in fact particularly advantageous for optimizing the selectivity of the reactions involved. It is possible, for example, to successively inject a first cut containing mainly ethane, then optionally propane and butane, then in the liquid phase , a cut containing light gasolines, then possibly naphthas or gas oils and finally the heavier hydrocarbon charge, having a boiling point higher than about 400 ° C.
  • the latter can advantageously be chosen from the group consisting of atmospheric or vacuum distillation residues, deasphalting pitches, catalytic slurries, or synthetic hydrocarbons.
  • These charges can therefore be very heavy charges containing hydrocarbons whose boiling point can go up to 750 ° C. and more, and whose density can vary between 0 and 25 ° API.
  • the quantity injected of these heavy hydrocarbon charges may advantageously, depending on the desired temperature profile and the needs of the thermal balance, represent 0.25 to 4 times the quantity of light cut injected in upstream.
  • the continuous reactor In its most elaborate configuration, including successive injections of increasingly heavy cuts, for example of ethane or LPG (liquefied petroleum gas), then of petrol or diesel and, finally, of the heavier load , of the distillation residue type, in the continuous reactor zone located downstream, the continuous reactor will therefore, in fact, comprise several distinct reaction zones, operating successively under conditions of decreasing severity (decrease in temperature, in duration of contact with the heat transfer mass, the possibly catalytic activity of the heat transfer mass and the ratio between the flow rate of this mass and that of the hydrocarbons) and adapted to the nature of the charges to be treated and of the products sought.
  • LPG liquefied petroleum gas
  • the separation system generally ballistic, often made up of cyclones, is effective and, in this case, the duration of the separation is too long to be able to optimize production and avoid coking and the formation of acetylene-type contaminants;
  • the separation system is instantaneous but less efficient, this time resulting in either an excessive loss of hydrocarbons by entrainment of the latter in the regeneration zone, or an excessive entrainment of solid particles with the gaseous effluents and in particular fines, which it is very expensive to isolate distillates, the latter then becoming difficult to recover, with the risk of undesirable side reactions, when the solid particles have a certain catalytic activity.
  • the present invention aims to remedy the problems associated with the formation of coke and degradation products in the conduits leading the reaction effluents from the steam cracking units to the fractionation zone of these effluents.
  • the temperature of these In order to be able to fractionate the effluent hydrocarbons from steam cracking units of the conventional type by distillation, the temperature of these must be lowered very sharply and above all very quickly, so as to obtain a fractionation tower inlet temperature lower than the "dew point" of effluents (ie at a temperature at which the heaviest fractions condense).
  • the heaviest compounds produced by the steam cracking reaction tend to deposit on the wall of the pipes, which causes regular and costly shutdowns of the steam cracking units for decoking these pipes. .
  • the present invention also makes it possible to remedy the drawbacks mentioned above, insofar as the injection of a major part of the heaviest charge necessary for the thermal equilibrium of the steam cracking reaction is carried out after step separation of at least 90% of the particles and of the hydrocarbons and before that of fractionation by distillation.
  • This particular mode of charge injection makes it possible to completely control the temperature and duration conditions of the steam cracking reaction for the following reasons:
  • the quenching effect necessary for the instantaneous cessation of the thermal reactions is ensured by spraying the charge itself, which is thereby preheated, which, combined with the dilution effect of the condensed liquid effluents, allows effectively deactivate all the coke precursors present in the steam cracking effluents, by dissolving in the still liquid petroleum charge (this quenching effect can optionally be completed before the fractionation step, either by passing the hydrocarbons through a heat exchanger, or by a new injection of water, steam or any other cut of hydrocarbons); - 0.01 to 10% and, preferably 0.05 to 5%, of heat transfer particles entrained in the reactor effluents allow both permanent sweeping of the walls, thus preserving them from any fouling, and absorption of erasers being formed in the effluent transfer lines to the fractionation zone;
  • the entrained heat transfer particles can be fully recycled and it is then possible, without excessive loss of heat transfer particles, to promote the rapid separation between the heat transfer particles and the gaseous effluents, even if this must be done at the expense of the efficiency of separation.
  • an almost instantaneous heat transfer is provided between the heavier hydrocarbon charge and the effluents of the steam cracking reaction by spraying in a manner known per se (see, for this purpose , European Patent No. 312,428) said filler in the liquid state.
  • the injector (s) will be adapted to allow spraying of the charge in drops of diameter less than 200 microns and, preferably, 100 microns.
  • Said injectors may advantageously be equipped with mixing chambers making it possible to introduce certain quantities of water or steam, or other petroleum fractions, with the charge.
  • the quality of the quenching will be optimum, insofar as the temperature of the hydrocarbons entering the fractionation zone and resulting from the dissolution of the steam cracking effluents in the feed. the heaviest to steam will be below the "dew point" of these hydrocarbons.
  • the heat transfer thus carried out makes it possible to bring the hydrocarbons to a temperature which will preferably be between 300 and 450 ° C. in less than 0.3 seconds and, preferably, in less than 0.1 seconds.
  • the charge of hydrocarbons entering the fractionation zone will have a temperature less than 100 ° C and, preferably, less than 50 ° C than the temperature corresponding to the "bubble point" of said charge (c (i.e. at a temperature where it is in the liquid state, but at which the first bubbles of gaseous hydrocarbons are formed).
  • the production of olefins and of monoaromatic compounds can be notably increased by judicious reuse of the saturated hydrocarbons produced during the reaction: it will suffice, for this purpose, to separate from each cuts C2, C, C ⁇ and others produced, these hydrocarbons saturated with olefins and to recycle the hydrocarbons in the corresponding injection zone of the upstream part of the reactor described above.
  • An additional advantage arising from the present invention resides in the fact that the hydrogen necessarily produced by steam cracking in the upstream part of the reactor is capable of reacting under the reaction conditions of the downstream part of the reactor, and, therefore, of improving the selectivity of the effluents from the conversion unit into better-valued and possibly more stable products.
  • the deposition of coke resulting from thermal or catalytic cracking must, for economic reasons, be minimized, but nevertheless be sufficient to ensure the thermal balance in the upstream and downstream parts of the tubular reactor (failing this, the heat balance can be ensured by the introduction of an auxiliary fuel into the regenerator); also, at least 50% and preferably 80% by weight of the heavy feed should preferably have a boiling temperature above about 400 ° C. This value of approximately 400 ° C. being mainly linked to the cutting point of the distillation residues, it may of course vary between 300 and 550 ° C. without departing from the scope of the present invention.
  • fillers include vacuum gas oils and heavier hydrocarbon oils such as crude oils, whether or not topped, as well as residues from atmospheric distillation or vacuum distillation, pitches, bitumen emulsions, aromatic extracts , catalytic slurries, or synthetic or used oils.
  • These fillers may, if necessary, have received a preliminary treatment such as, for example, a hydrotreatment. They may, in particular, contain fractions whose boiling point can go up to 750 ° C. and more, which may contain high percentages of asphaltenic products, and have a carbon content. Conradson high (10% and above).
  • lighter cuts which may include cuts of hydrocarbons which have already undergone a cracking operation and which are recycled, such as LCOs ("Light Cycle Oils")
  • LCOs Light Cycle Oils
  • the interval d boiling is generally between 160-220 ° C (start of cut) and 320-380 ° C (end of cut)
  • heavy recycling oils or HCOs Heavy Cycle Oils
  • the boiling range is generally between 300-380 ° C (start of cut) and 460-500 ° C (end of cut)
  • catalytic residues slurries
  • the charges can advantageously be preheated in a temperature range generally between 100 and 400 ° C., preferably close to the bubble point, so as to promote instant and homogeneous vaporization when brought into contact with the hot solid grains.
  • ° n can use, to implement the process according to the present invention, inert heat transfer particles of a type known per se, such as kaolin or silicate microspheres; it is also possible to use all the classes of catalysts having catalytic cracking capacities.
  • a particularly advantageous class is constituted by catalysts having porous structures in which molecules can be brought into contact with active sites located in the pores; in this class, there are in particular silicates or aluminosilicates.
  • catalysts comprising stable zeolites are commercially available with supports containing a variety of metallic cv-ydes and combinations of said oxides, in particular silica, alumina, magnesia and mixtures of these. substances, as well as mixtures of said oxides with clays.
  • the catalytic composition can naturally contain one or more agents promoting one or more the other step of the process; the catalyst may therefore contain, in particular, agents promoting the combustion of coke, during regeneration, or contain agents capable of promoting the cyclization of olefins into aromatics and vice versa, if the production of aromatics becomes a priority objective .
  • the invention therefore also relates to a steam cracking device, by conversion by direct contact, in the fluidized phase of heat-carrying particles and at high temperature, of petroleum hydrocarbon charges comprising, on the one hand, at least one light, slightly contaminated cut. by metals, the boiling point of which is less than about 400 ° C and, on the other hand, a charge of heavier hydrocarbons consisting essentially of compounds whose boiling point is above 400 ° C,
  • this device comprising a continuous reactor for bringing petroleum fractions at high temperature into contact with heat transfer particles, catalytic or not, the continuous reactor being of tubular type with essentially ascending or descending flow, means in particular ballistic capable of effecting the separation of minus 90% of said particles and cracked hydrocarbons, means for stripping separate particles, means for r generation under combustion conditions of the coke deposited on these particles by air or steam, and means for recycling the regenerated particles to the feed of said reactor, as well as means for fractionating the gaseous effluents by distillation, said device being characterized in
  • the injectors of the fractionation residues recycled in the downstream part of the continuous reactor will be adapted to allow spraying of the charge in drops with a diameter of less than 200 microns and, preferably, less than 100 microns. They will preferably be of the venturi type with a wide neck (see European patent n ° 312 428) to limit as much as possible the problems of attrition linked to the presence of recycled heat transfer particles.
  • certain types of devices for separating effluents from steam cracking intended to limit the duration of the transfer of effluents to the fractionation zone by distillation could more advantageously be used in accordance with the present invention.
  • the reactor when the reactor will operate in ascending mode (“riser"), due to the production of a large quantity of gaseous hydrocarbons, the heat-transfer particles will reach the reaction zone at high speeds (between 20 and 200 m / s and, preferably, between 40 and 100 m / s), and a simple device for separation by centrifugation can therefore possibly be used. The generally expensive use of cyclonic systems can thus be avoided.
  • the reactor when the reactor is operating in descending mode (“dropper”), the heat-transfer particles will be collected in an enclosure arranged at the base of the dropper, where they will be stripped after being separated from the steam cracking effluents by simple ballistic effect.
  • FIG. 1 illustrates the application of the invention to a set of steam cracking in an ascending column or riser or "riser” and to a single regeneration chamber at high temperature of the heat-carrying particles, suitable in particular for the regeneration of contact masses ;
  • the ballistic separation device is provided with a simple centrifugal ballistic separation device;
  • FIGS. 2 and 3 illustrate the application of the invention to a steam cracking assembly with an essentially descending reaction zone ("dropper").
  • the ascending fluidized phase steam cracking device shown diagrammatically in FIG. 1 comprises a reaction column 1, known as a load riser, or “riser”. This is supplied at its base, via line 2, with regenerated heat-transfer particles, in a quantity determined for example by the opening or closing of a valve 3.
  • the regenerated particles are fluidized by injection at the base of the riser, using a diffuser 5, steam arriving via line 4, or any other suitable gas flow.
  • a first line 6 here supplies a diffuser 7, making it possible to inject a saturated light gas such as ethane into the upstream part of the reactor.
  • a cut which here is a propane cut, but which could just as well be a butane cut or a mixture of the two, can then be injected identically by line 8 using the diffuser 9.
  • a cut of gasoline or diesel can finally be vaporized here using an injector 11 supplied by line 10.
  • a charge of distillation residue coming from line 14 from the fractionation zone 12 is introduced, possibly mixed with a little of fresh charge supplied by the line 40, using an injector 13, in the downstream part of the reactor, under temperature conditions close to the bubble point of said residue, in order to facilitate instant and homogeneous vaporization.
  • Column 1 opens at its top in an enclosure
  • a line 20 supplies stripping gas , generally water vapor, diffusers 21, regularly arranged at the base of the enclosure 15.
  • the quenching effect of the effluents from the steam cracking reaction, caused in 17 by the direct contact between the droplets of the fresh charge and said effluents, is here reinforced by the injection by line 50 of a residue recycle of the distillation carried out in the fractionation zone 12.
  • the distillation residue can be cooled by passing through a heat exchanger 51 and the calories thus recovered can be used to form water vapor for the entire installation, without that it is necessary to use additional quenching, as is the case with conventional methods.
  • the presence of a small quantity of grains or fines of the solid heat carrier in the reactor effluents not only allows effective sweeping of the walls, but also constitutes a means of adsorption of the gum precursors and of coke deposits.
  • additional fuel can be injected.
  • the regeneration gas is separated from the heat-carrying particles entrained in the cyclone 27, from which the regeneration gas is evacuated by a line 28, while the regenerated and hot heat-carrying particles are extracted from the regulator, from where they are recycled by the conduit 2 to the elevator supply or riser 1.
  • a gasoline section the boiling range of which generally extends from section c 5 to around 200-220 ° C;
  • a diesel type cut the boiling range of which generally extends from 160-220 ° C (start of cut) up to around 320-400 ° C (end of chopped off ) ;
  • Part of this fractionation residue is therefore injected at 13 into the steam cracking reactor, in accordance with the present invention; depending on the case and after recovery of the heat by passing through the exchanger 51, another part can either be recycled for quenching, by the line 50, in mixture with the charge to be steam cracked, or withdrawn from the device by the purge line 52.
  • ethane, propane, gasoline cut, from this fractionation device can be recycled in the reaction section by lines 30, 31, 36, then 6, 8 and 10, while the olefins in C 2 , C3 produced by steam cracking are isolated by lines 33 and 34 respectively.
  • An essential advantage of this fluidized phase steam cracking device lies in the fact that good use of the temperature profile in the reaction zone 1 makes it possible to selectively crack several petroleum fractions.
  • steam can be introduced via line 4, as well as ethane through line 6, coming from either from the fractionation device via line 31, or from another unit of the refinery;
  • the temperature of the reaction zone decreases appreciably, and it is then possible to inject saturated hydrocarbons downstream more heavy, such as propane (in 8) or butane (in 11) or even light gasolines (in 11) or naphthas, with possible addition of water vapor by lines 38, 39 and 40.
  • regulation, 41 to 44 can also make it possible, in a manner known per se, to modulate the quantities injected into the reaction zone, in order to maintain the desired temperature profiles thanks to temperature probes placed for this purpose in said zones.
  • FIGS. 2 and 3 are variants of that of FIG. 1, in which the reaction zone is operating this time in descending mode.
  • the reactor will therefore be called “dropper”, by reference to the English term.
  • the parts of this device identical to those of FIG. 1 are designated therein by the same reference numerals, assigned the index 'for Figure 2 and the index' 'for Figure 3.
  • regenerator a different type of regenerator is used, capable of better withstanding the high temperatures required by steam cracking.
  • the regeneration fumes leave the unit in 28 'after passing through a cyclone 27' external to the regeneration chamber 22 '.
  • the regeneration chamber 22' is located in the upper part of the unit, and the particles to be regenerated come from the stripping zone by line 23 'must be transported by an ascending column 55'. This transport is carried out by fluidization with a gas diffused in 26 'by line 25'.
  • a primary combustion of the coke deposited on the catalyst particles can take place under conditions known per se with a fluidizing gas containing air or oxygen.
  • the particles of the catalyst and the fluidizing gas are then separated ballistically by means of the device 56 'and the particles of the catalyst are regenerated in a manner known per se in the chamber 22', where the particles are burned against the flow of oxygen. brought by line 45 'to diffuser 46 •.
  • the regenerated particles of the catalyst can be introduced without thermal losses into the upstream part of the reactor l 'in an amount determined by the flow rate of the diffuser 57'; the homogeneity of the grain distribution is ensured by a device of a type known per se and not shown here.
  • the particles dive directly into the dense fluidized stripping zone 15 ', while the hydrocarbon vapors as well as the stripping vapor coming from the diffuser 21' supplied by the line 20 'and the stripped hydrocarbons are evacuated almost instantaneously by line 17 ', where they are immediately quenched by dissolution in the heavy load which enters the unit by line 18'.
  • the regenerated and hot particles coming from line 2" are first transported inside an ascending column 58 "by injection of a fluid such as water vapor arriving via line 4". After passing through the two elbows 59 “and 60", at right angles, the particles are discharged homogeneously into the dropper 1 ", into which, for example, are successively injected, in 7" and 8 “, ethane and gasoline Then, the effluents are quenched by the heavy load at 19 ", and the distillation residue from the fractionation zone 12" is injected at 13 "at a temperature close to its bubble point.
  • the particles are stripped and leave zone 15 "by line 23", at the bottom of which an injection of fluid, such as steam or air, makes it possible to transfer them by line 55 "to the regeneration chamber 22".
  • a ballistic separation device 56 "allows them to be poured into the combustion zone in a fluidized bed.
  • EXAMPLE shows the advantages of a device according to the present invention, of the type shown in FIG. 3.
  • the tests were carried out using ethane, a gasoline cut (straight-run cut) and two charges A and B, which are respectively an atmospheric distillation residue and a vacuum distillation residue of a crude oil of the SHENGLI type.
  • contact mass particles composed of microspheres, mainly kaolin, with a specific surface of approximately 10 m 2 / g and an average diameter of approximately 70 microns are used.
  • the charge injectors in the quenching zone and in the reactor are of the type described in European patent application No. 312,428.

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

Procédé de conversion par vapocraquage, à haute température et en présence d'une phase fluidisée diluée de particules essentiellement caloporteuses, d'une part, d'au moins une coupe d'hydrocarbures légère, peu contaminée par des métaux, dont la température d'ébullition est inférieure à environ 400 °C et, d'autre part, d'une coupe d'hydrocarbures plus lourde, constituée essentiellement de composés dont la température d'ébullition est supérieure à environ 400 °C. Selon l'invention, la charge d'hydrocarbures plus lourde est injectée entre l'étape de séparation des particules et des hydrocarbures issus du vapocraquage et l'étape de fractionnement de ces hydrocarbures. Une partie du résidu de distillation des hydrocarbures issus du vapocraquage est injectée dans la partie aval du réacteur.

Description

Procédé et dispositif de vapocraquage d'hydrocarbures en phase fluidisée.
La présente invention concerne un procédé et un dispositif de vapocraquage permettant la conversion de coupes d'hydrocarbures pétroliers, en phase fluidisée de particules caloporteuses et à haute température, en vue de la production d'oléfines et, en particulier, d'oléfines comprenant de 2 à 4 atomes de carbone, de butadiène et de composés monoaromatiques, tels que le benzène, ou pouvant être ramifiés, tels que le toluène, les xylènes, etc..
On sait que les procédés de σraquage d'hydrocarbures sont utilisés de façon courante dans les industries pétrolières et parapétrolières ; ils consistent à scinder, par élévation de la température, des molécules d'hydrocarbures en molécules plus petites. Il existe deux types de craquage, le craquage thermique et le craquage catalytique, qui mettent en jeu soit la seule influence de la température, soit les sites actifs d'un catalyseur.
Dans une unité de craquage thermique classique, la charge d'hydrocarbures est chauffée progressivement dans un four tubulaire. La réaction de thermocraquage a lieu principalement dans la partie des tubes recevant le maximum de flux de chaleur, où la température est déterminée par la nature des hydrocarbures à craquer : - pour les procédés dits de viscoréduction, dans lesquels seules les molécules les plus lourdes sont scindées en molécules plus petites, la température de craquage est comprise entre 450 et 600°C suivant les cas ;
- lorsque les molécules à thermocraquer sont des molécules plus légères telles que des essences ou des gaz de pétrole liquéfiés (GPL) et que l'on cherche à produire des oléfines légères et des composés monoaromatiques, la température nécessaire est bien supérieure et généralement comprise entre 780 et 850°C, suivant le type de charge à craquer, mais elle reste cependant limitée par les conditions de mise en oeuvre du procédé et par la complexité de fonctionnement des fours, qui utilisent une énergie annexe de chauffage. L'obtention et le maintien des niveaux de température requis sont d'autant plus délicats qu'il se dépose progressivement du coke indésirable sur les parois des tubes et que le flux thermique est limité. De plus, la température de paroi plus élevée que celle du procédé est la cause de la formation de coke et de produits de dégradation de type gommes et composés acetyléniques. Le coke nuit à la qualité des échanges thermiques; il entraîne un accroissement de la perte de charge à 1*intérieur des tubes et une augmentation de la température de peau imposant une contrainte mécanique excessive, ce qui contribue à diminuer le taux de conversion de la charge d'hydrocarbures pénétrant dans l'unité de thermocraquage et entraîne des arrêts périodiques pour décokage. Il en résulte également, d'une part, que le procédé doit être modulaire, de façon à permettre les opérations de décokage en marche, et, d'autre part, que les charges à traiter doivent être "propres", de façon à ce que la durée des cycles entre deux décokages ne soit pas trop courte. En pratique, ces charges sont limitées aux GPL, aux essences, et à certains gazoles favorables ou hydrotraités.
De plus, le transfert de chaleur dans un tube n'est pas instantané et la réaction de thermocraquage est très endothermique. Il se pose donc des problèmes de régulation et de maintien de température et, par conséquent, de sélectivité, qui sont très difficiles à résoudre.
Pour remédier à ces inconvénients et effectuer un craquage thermique d'hydrocarbures, il a été proposé, depuis fort longtemps, d'utiliser la technique des lits fluidisés. Ainsi, par exemple :
- le brevet US 3.074.878 (Esso) et la demande de brevet européen N° 26.674 (Stone) utilisent un réacteur tubulaire à phase fluidisée à flux descendant de particules caloporteuses, avec un court temps de contact, pour réaliser un craquage thermique de charges pétrolières, grâce à un apport de chaleur fourni par la combustion du coke déposé sur les particules caloporteuses;
- le brevet US 4.427.538 (Engelhard) utilise un réacteur tubulaire pour réaliser un craquage à basse sévérité et une élimination des hydrocarbures les plus lourds contenus dans une charge, à l'aide d'une réaction en phase fluidisée ascendante de particules caloporteuses inertes.
Aucune de ces techniques n'est cependant susceptible de permettre, dans des conditions industrielles satisfaisantes, la conversion simultanée en oléfines légères et en composés monoaromatiques de plusieurs coupes d'hydrocarbures pétroliers telles que les GPL, les essences pétrolières ou, à plus forte raison, les charges résiduelles fortement contaminées. En effet, pour thermocraquer les coupes d'hydrocarbures pétroliers qui comprennent les paraffines légères telles que les butanes, le propane et surtout l'éthane, ainsi que les coupes pétrolières telles que les essences, les naphtas et les gazoles, il est nécessaire de maintenir la température de la réaction à un niveau très élevé, généralement de l'ordre de 750 à 850°C, pendant une durée très courte, mais rigoureusement contrôlée. Faute d'un contrôle précis du temps de séjour dans cette zone de température, des molécules d'oléfines formées au cours de la conversion pourraient se polymériser au détriment de la sélectivité globale de la réaction. Or, il s'avère que les systèmes de séparation utilisés jusqu'à présent pour séparer les effluents réactionnels des particules caloporteuses ne permettent généralement pas une séparation et une trempe suffisamment rapides des effluents, de sorte que certaines molécules formées sont susceptibles de continuer à réagir et à se polymériser.
Il en résulte un risque constant de bouchage ou d'encrassement dans la zone de séparation et de strippage, ainsi que dans les canalisations d'hydrocarbures effluents entre ladite zone et celle de fractionnement.
Par ailleurs, le maintien en phase gazeuse, aux températures souhaitées pour le thermocraquage, nécessite un apport de calories instantané et très important, en raison de 1'endothermicité élevée de la conversion thermique par vapocraquage et du fait qu'est injectée dans la zone réactionnelle une quantité assez importante de vapeur destinée à abaisser la pression partielle des hydrocarbures et à minimiser la production de coke. De plus, dans le cas du vapocraquage des coupes d'hydrocarbures légers en oléfines et en composés monoaromatiques, la quantité de coke déposée sur les particules caloporteuses serait tout à fait insuffisante pour assurer l'équilibre thermique du système et nécessiterait l'appoint systématique d'énergie externe.
Enfin, cet équilibre et le niveau des températures à atteindre imposent des températures très élevées à la masse caloporteuse. Or, les difficultés technologiques liées en partie à la métallurgie de l'équipement concerné ont fait que seules les techniques les plus récentes permettent de fournir les quantités requises de particules caloporteuses à la température élevée adéquate. La présente invention vise à remédier à ces inconvénients en proposant un procédé de conversion par vapocraquage à haute température de coupes d'hydrocarbures pétroliers en oléfines telles que de l'éthylène, du propylène et des butènes, du butadiène et des composés monoaromatiques, par. introduction des dites coupes dans une phase fluidisée diluée de particules caloporteuses et de vapeur d'eau à haute température, dans des conditions réactionnelles de fluidisation, de température et de durée strictement déterminées. L'invention a également pour but de permettre une conversion satisfaisante, par craquage des coupes introduites dans le réacteur, avec une sélectivité élevée en oléfines légères, en butadiène et en composés monoaromatiques. L'invention vise également à permettre un contrôle efficace des réactions de polymérisation des produits de la réaction.
L'invention vise enfin à ne produire du coke qu'en quantité réduite, mais suffisante pour satisfaire le bilan thermique de l'unité.
A cet effet, l'invention a pour objet un procédé de conversion par vapocraquage, à haute température et en présence d'une phase fluidisée diluée de particules essentiellement caloporteuses, d'une part, d'au moins une coupe d'hydrocarbures légère peu contaminée par des métaux, dont la température d'ébullition est inférieure à environ 400°C et, d'autre part, d'une charge d'hydrocar- bures plus lourde, constituée essentiellement de composés dont la température d'ébullition est supérieure à environ 400°C, ce procédé comprenant une étape de mise en contact de ladite coupe, puis de ladite charge, de façon étagée et à sévérité décroissante, avec des particules caloporteuses, catalytiques ou non, dans un réacteur continu de type tubulaire à flux ascendant ou descendant, une étape de séparation et de strippage permettant de séparer, d'une part, au moins 90% desdites particules, que l'on régénère ensuite de préférence par combustion du coke déposé sur celles-ci avant de les recycler à plus haute température vers l'alimentation dudit réacteur continu et, d'autre part, les hydrocarbures effluents, que l'on récupère lors d'une étape de fractionnement par distillation, ce procédé étant caractérisé en ce que au moins une fraction de la charge d'hydrocarbures plus lourde est injectée entre ladite étape de séparation des particules et des hydrocarbures effluents et celle de fractionnement, et en ce que l'on recycle dans la partie aval dudit réacteur au moins une partie du résidu de ladite étape de fractionnement par distillation.
La ou les coupes d'hydrocarbures légères peu contaminées distillant à moins de 400°C, pourront être avantageusement choisies dans le groupe constitué par les paraffines légères telles que l'éthane, le propane et les butanes, et des hydrocarbures plus lourds tels que les essences, les naphtas et les gazoles, voire certaines coupes à point d'ébullition plus élevé, mais fortement paraffiniques ou naphthéniques, telles que les paraffines ou gatsch ou les recycles d'hydrocarbures. Ces coupes d'hydrocarbures peuvent provenir soit de différentes unités de la raffinerie, telles que les unités de distillation atmosphérique, de viscoréduction, d'hydrocra- quage, de fabrication d'huiles ou d'oligomérisation des oléfines, soit des effluents de l'unité de conversion elle-même. Ces diverses coupes peuvent en outre être injectées seules ou en combinaison avec de la vapeur d'eau et éventuellement d'autres gaz de fluidisation tels que l'hydrogène et des gaz légers.
De préférence, selon un mode de mise en oeuvre particulièrement avantageux, le vapocraquage sera réalisé dans le réacteur continu en plusieurs zones de sévérité décroissante, par injections successives en présence de vapeur d'eau et (ou) de fluides gazeux de plusieurs coupes distinctes, la première coupe devant nécessairement avoir une température d'ébullition inférieure à celle de la suivante. Ce profil de température est en effet particulièrement avantageux pour optimiser la sélectivité des réactions mises en jeu. On pourra, par exemple, injecter successivement une première coupe contenant principalement de l'éthane, puis éventuellement du propane et du butane, puis, en phase liquide, une coupe contenant des essences légères, puis éventuellement des naphtas ou des gazoles et enfin la charge d'hydrocarbures plus lourde, ayant une température d'ébullition supérieure à environ 400°C. Cette dernière pourra avantageusement être choisie dans le groupe constitué par les résidus de distillation atmosphérique ou sous vide, les brais de désasphaltage, les slurries catalytiques, ou des hydrocarbures synthétiques. Ces charges peuvent donc être des charges très lourdes contenant des hydrocarbures dont le point d'ébullition peut aller jusqu'à 750°C et plus, et dont la densité peut varier entre 0 et 25° API. La quantité injectée de ces charges d'hydrocarbures lourds pourra avantageusement, suivant le profil de température recherché et les besoins du bilan thermique, représenter 0,25 à 4 fois la quantité de coupe légère injectée en amont .
Dans sa configuration la plus élaborée, incluant des injections successives de coupes dé plus en plus lourdes, par exemple d'éthane ou de GPL (gaz de pétrole liquéfié), puis d'essence ou de gazole et, enfin, de la charge plus lourde, du type résidu de distillation, dans la zone du réacteur continu située en aval, le réacteur continu comprendra donc, en fait, plusieurs zones réactionnelles distinctes, opérant successivement dans des conditions de sévérité décroissante (décroissance de la température, de la durée de contact avec la masse caloporteuse, de l'activité éventuellement catalytique de la masse caloporteuse et du rapport entre le débit de cette masse et celui des hydrocarbures) et adaptées à la nature des charges à traiter et des produits recherchés. On pourra ainsi, par exemple, convertir par vapocraquage de l'éthane, en présence de vapeur d'eau, dans la zone d'injection de particules caloporteuses où la température est la plus élevée (de l'ordre de 850 à 950°C), c'est-à- dire dans la zone la plus en amont du réacteur continu, puis utiliser la baisse de température qui résulte de 1'endothermicité de la réaction pour injecter à une température de l'ordre de 800 à 900°C une coupe de propane ou de butane, et ainsi de suite jusqu'à l'injection d'une coupe intermédiaire d'hydrocarbures, telle qu'une coupe de type gazole ou une coupe d'essences légères. On pourra enfin utiliser la nouvelle baisse de température qui en résulte pour craquer la charge plus lourde, ainsi que les résidus les plus lourds de la réaction de vapocraquage, par recyclage de tout ou partie du résidu de fractionnement dans la partie aval du réacteur dans des conditions mieux adaptées à sa nature.
Au cours de ses nombreux travaux dans ce domaine, la Demanderesse a en effet observé que, s'il est relativement aisé de contrôler les conditions de durée et de température de réaction dans le réacteur en utilisant chaque zone d'injection comme zone de trempe ("quench") par rapport à la zone précédente, il n'en va pas de même dans la partie de la zone réactionnelle qui précède immédiatement la séparation et le strippage des particules caloporteuses. En effet, aux niveaux de température, toujours très élevés, requis pour le vapocraquage, la séparation des hydrocarbures gazeux et des solides doit être quasi-instantanée, de façon à préserver, d'une part, la production en oléfines souhaitées, tout en minimisant la formation de coke ou de produits lourds par réaction de polymérisation. On était donc, jusqu'à présent, limité en matière de vapocraquage en lit fluidisé au dilemme suivant :
- ou bien le système de séparation, généralement balistique, souvent constitué de cyclones, est efficace et, dans ce cas, la durée de la séparation est trop longue pour pouvoir optimiser la production et éviter le cokage et la formation de contaminants du type acétylénique;
- ou bien le système de séparation est instantané mais moins efficace, avec cette fois pour conséquence soit une perte excessive d'hydrocarbures par entraînement de ces derniers dans la zone de régénération, soit un entraînement excessif des particules solides avec les effluents gazeux et en particulier de fines, qu'il est très coûteux d'isoler des distillats, ces derniers devenant alors difficiles à valoriser, avec le risque de réactions secondaires indésirables, quand les particules solides ont une certaine activité catalytique.
La présente invention vise à remédier aux problèmes liés à la formation de coke et de produits de dégradation dans les conduites conduisant les effluents réactionnels des unités de vapocraquage vers la zone de fractionnement de ces effluents. En effet, pour pouvoir fractionner par distillation les hydrocarbures effluents des unités de vapocraquage de type classique, la température de ceux-ci doit être abaissée très fortement et surtout très rapidement, de façon à obtenir une température d'entrée de tour de fractionnement inférieure au "point de rosée" de des effluents (c'est-à-dire à une température à laquelle se condensent les fractions les plus lourdes). Or, au cours de cet abaissement brutal de température, il est connu que les composés les plus lourds produits par la réaction de vapocraquage tendent à se déposer sur la paroi des conduites, ce qui entraîne des arrêts réguliers et coûteux des unités de vapocraquage pour décokage de ces conduites.
La présente invention permet en outre de remédier aux inconvénients mentionnés ci-dessus, dans la mesure où l'injection d'une majeure partie de la charge la plus lourde nécessaire à l'équilibre thermique de la réaction de vapocraquage est réalisée après l'étape de séparation d'au moins 90% des particules et des hydrocarbures et avant celle de fractionnement par distillation.
Ce mode particulier d'injection de la charge permet de maîtriser complètement les conditions de température et de durée de la réaction de vapocraquage pour les raisons suivantes :
- l'effet de trempe nécessaire à l'arrêt instantané des réactions thermiques est assuré par pulvérisation de la charge elle-même, qui se trouve par là même préchauffée, ce qui, conjugué avec l'effet de dilution des effluents liquides condensés, permet de désactiver efficacement tous les précurseurs de coke présents dans les effluents de vapocraquage, par dissolution dans la charge pétrolière encore liquide (cet effet de trempe peut éventuellement être complété avant l'étape de fractionnement, soit par passage des hydrocarbures dans un échangeur thermique, soit par une nouvelle injection d'eau, de vapeur ou de toute autre coupe d'hydrocarbures); - les 0,01 à 10% et, de préférence 0,05 à 5%, de particules caloporteuses entraînées dans les effluents du réacteur permettent à la fois un ramonage permanent des parois, en les préservant ainsi de tout encrassement, et une absorption des gommes en cours de formation dans les conduites de transfert des effluents vers la zone de fractionnement;
- le recycle des résidus de distillation dans l partie aval du réacteur permet non seulement d'assure l'équilibre thermique de l'unité et la transformation en oléfines et monoaromatiques de charges lourdes jusqu'ici non utilisées en vapocraquage, mais aussi la consommation des produits les plus lourds, souvent difficilement valorisables, jusqu'à épuisement de ceux-ci.
La vaporisation étant alors quasi-instantanée et homogène, le recycle est ainsi préchauffé à une température proche de son point de bulle et donc placé dans 1'excellentes conditions pour craquer très sélectivement.
En outre, les particules caloportrices entraînées peuvent être entièrement recyclées et il est alors possible, sans pertes excessives de particules caloporteuses, de favoriser la rapidité de la séparation entre les particules caloporteuses et les effluents gazeux, même si cela doit se faire au détriment de l'efficacité de la séparation.
Selon un mode particulièrement avantageux de mise en oeuvre de la présente invention, on assure un transfert thermique quasi instantané entre la charge d'hydrocarbures plus lourde et les effluents de la réaction de vapocraquage en pulvérisant de façon connue en soi (voir, à cet effet, le brevet européen N° 312 428) ladite charge à l'état liquide. La qualité du transfert thermique étant liée à la surface d'échange entre liquide et gaz, le ou les injecteurs seront adaptés pour permettre une pulvérisation de la charge en gouttes de diamètre inférieur à 200 microns et, de préférence, à 100 microns. Lesdits injecteurs pourront avantageusement être équipés de chambres de mélange permettant d'introduire avec la charge certaines quantités d'eau ou de vapeur, ou d'autres coupes pétrolières. De plus, on pourra avantageusement introduire avec la charge une quantité substantielle de résidu de fractionnement. Par ailleurs, la qualité de la trempe sera optimum, dans la mesure où la température des hydrocarbures entrant dans la zone de fractionnement et résultant de la dissolution des effluents de vapocraquage dans la charge la plus lourde à vapocraquer sera au-dessous du "point de rosée" de ces hydrocarbures.
Le transfert thermique ainsi effectué permet de ramener les hydrocarbures à une température qui sera de préférence comprise entre 300 et 450°C en moins de 0,3 seconde et, de préférence, en moins de 0,1 seconde.
En particulier, la charge d'hydrocarbures entrant dans la zone de fractionnement aura une température inférieure de moins de 100°C et, de préférence, de moins de 50°C à la température correspondant au "point de bulle" de ladite charge (c'est-à-dire à une température où elle est à l'état liquide, mais à laquelle se forment les premières bulles d'hydrocarbures gazeux).
Selon un mode également avantageux de mise en oeuvre de la présente invention, la production d'oléfines et de composés monoaromatiques pourra être notablement augmentée par une réutilisation judicieuse des hydrocarbures saturés produits pendant la réaction : il suffira, à cet effet, de séparer de chacune des coupes C2, C , C Λ et autres produites, ces hydrocarbures saturés des oléfines et de recycler les hydrocarbures dans la zone correspondante d'injection de la partie amont du réacteur précédemment décrite.
A titre de variante, il sera également possible d'utiliser par exemple le mélange d'éthane et d'éthylène en provenance de la zone de fractionnement et d'envoyer ce mélange dans un réacteur de trimérisation ou d'oligomérisation de l'éthylène, par exemple du type décrit par l'art antérieur (se référer à cet effet aux brevets européens N°12 685, 24 971, 215 609 ou au brevet américain N°4 605 807), pour récupérer, après fractionne¬ ment des effluents :
- d'une part, l'éthane n'ayant pas réagi, qui sera recyclé à l'entrée de la partie amont de la zone réactionnelle, conformément à la présente invention ;
- d'autre part, des essences légères résultant de ladite oligomérisation, qui pourront pour leur part, être éventuellement recyclées avec d'autres essences dans la zone de vapocraquage fonctionnant à plus basse sévérité, ce qui permet la production de propylène et de butènes, si tel est le but recherché.
Un avantage supplémentaire découlant de la présente invention réside dans le fait que l'hydrogène nécessairement produit par le vapocraquage dans la partie amont du réacteur est susceptible de réagir dans les conditions réactionnelles de la partie aval du réacteur, et, donc, d'améliorer la sélectivité des effluents de l'unité de conversion en produits les mieux valorisés et éventuellement plus stables.
Comme il a été exposé plus haut, le dépôt de coke résultant du craquage thermique ou catalytique devra, pour des raisons économiques, être minimisé, mais être néanmoins suffisant pour assurer le bilan thermique dans les parties amont et aval du réacteur tubulaire (à défaut, le bilan thermique peut être assuré grâce à 1'introduction d'un combustible d'appoint dans le régénérateur) ; aussi, au moins 50% et, de préférence, 80% en poids de la charge lourde devront de préférence avoir une température d'ébullition supérieure à environ 400°C. Cette valeur d'environ 400°C étant liée principalement au point de coupe des résidus de distillation, elle pourra bien entendu évoluer entre 300 et 550°C sans sortir du domaine de la présente invention.
On peut citer, parmi ces charges, les gazoles sous vide et les huiles hydrocarbonées plus lourdes telles que des pétroles bruts, étêtés ou non, ainsi que les résidus de distillation atmosphérique ou de distillation sous vide, les brais, émulsions de bitumes, extraits aromatiques, slurries catalytiques, ou huiles synthétiques ou usées. Ces charges peuvent, le cas échéant, avoir reçu un traitement préalable tel que, par exemple, un hydrotraitement. Elles pourront, en particulier, contenir des fractions dont le point d'ébullition peut aller jusqu'à 750°C et plus, pouvant contenir des pourcentages élevés de produits asphalténiques, et présenter une teneur en carbone Conradson élevée (10% et au-delà). Ces charges peuvent être diluées ou non par des coupes plus légères conventionnelles, pouvant inclure des coupes d'hydrocarbures ayant déjà subi une opération de craquage et qui sont recyclées, telles que des L.C.O. ("Light Cycle Oils"), dont l'intervalle d'ébullition est généralement compris entre 160-220°C (début de coupe) et 320-380°C (fin de coupe), des huiles lourdes de recyclage ou H.C.O. ("Heavy Cycle Oils"), dont l'intervalle d'ébullition est généralement compris entre 300-380°C (début de coupe) et 460-500°C (fin de coupe), ou même des résidus catalytiques (slurries) dont une majeure fraction distille au-dessus de 500°C. Suivant un mode préféré de mise en oeuvre de l'invention, les charges peuvent être avantageusement préchauffées dans un domaine de température généralement compris entre 100 et 400°C, de préférence proche du point de bulle, de façon à favoriser une vaporisation instantanée et homogène lors de la mise en contact avec les grains de solide chauds. °n peut utiliser, pour mettre en oeuvre le procédé conforme à la présente invention, des particules caloporteuses inertes de type connu en soi, telles que des microsphères de kaolin ou de silicates ; on peut également utiliser toutes les classes de catalyseurs ayant des capacités de craquage catalytique. Une classe particulièrement avantageuse est constituée par les catalyseurs ayant des structures poreuses dans lesquelles des molécules peuvent être mises en contact avec des sites actifs se trouvant dans les pores ; dans cette classe, on trouve notamment les silicates ou les aluminosilicates. En particulier, des catalyseurs comprenant des zéolites stables sont disponibles dans le commerce avec des supports contenant une diversité d'cv-ydes métalliques et de combinaisons desdits oxydes, notamment de la silice, de l'alumine, de la magnésie et des mélanges de ces substances, ainsi que des mélanges des dits oxydes avec des argiles. La composition catalytique peut naturellement contenir un ou plusieurs agents favorisant l'une ou l'autre étape du procédé; le catalyseur pourra donc contenir, en particulier, des agents favorisant la combustion du coke, lors de la régénération, ou contenir des agents susceptibles de favoriser la cyclisation des oléfines en aromatiques et vice-versa, si la production d'aromatiques devient un objectif prioritaire.
Etant donné les températures élevées ainsi que la pression opératoire (généralement comprise entre 0,3 et 5 kg/cm ), et la courte durée du temps de séjour des hydrocarbures dans la zone réactionnelle (de l'ordre de quelques centièmes à quelques dixièmes de secondes), ainsi que les conditions de trempe et de recycle de la charge à vapocraquer la mise en oeuvre du procédé nécessite un certain nombre de moyens spécifiques, qui font partie intégrante de la présente invention.
L'invention concerne donc également un dispositif de vapocraquage, par conversion par contact direct, en phase fluidisée de particules caloporteuses et à haute température, de charges d'hydrocarbures pétroliers compre- nant, d'une part, au moins une coupe légère peu contaminée par des métaux, dont la température d'ébullition est inférieure à environ 400°C et, d'autre part, une charge d'hydrocarbures plus lourds constituée essentiellement de composés dont la température d'ébullition est supérieure à 400°C, ce dispositif comprenant un réacteur continu de mise en contact à haute température de coupes pétrolières avec des particules caloporteuses, catalytiques ou non, le réacteur continu étant de type tubulaire à flux essentiellement ascendant ou descendant, des moyens en particulier balistiques aptes à effectuer la séparation d'au moins 90% des dites particules et des hydrocarbures craqués, des moyens de strippage des particules séparées, des moyens de régénération dans des conditions de combustion du coke déposé sur ces particules par de l'air ou de la vapeur d'eau, et des moyens de recyclage des particules régénérées à l'alimentation du dit réacteur, ainsi que des moyens de fractionnement des effluents gazeux par distillation, ledit dispositif étant caractérisé en ce qu'il comporte, d'une part, entre lesdits moyens de séparation et lesdits moyens de fractionnement, des moyens d'injection d'une fraction de ladite charge d'hydrocarbures plus lourde dans les effluents et, d'autre part, des moyens de recycle et d'injection d'une partie au moins du résidu de distillation en phase liquide, mais à une température proche de son point de bulle, dans la section aval du réacteur. De même que les injecteurs de charge dans les effluents, les injecteurs des résidus de fractionnement recyclés dans la partie aval du réacteur continu seront adaptés pour permettre une pulvérisation de la charge en gouttes de diamètre inférieur à 200 microns et, de préférence, inférieur à 100 microns. Ils seront de préférence du type venturi à col large (voir brevet européen n° 312 428) pour limiter autant que possible les problèmes d'attrition liés à la présence des particules caloportrices recyclées. En outre, certains types de dispositifs de séparation des effluents du vapocraquage ayant pour but de limiter la durée du transfert des effluents vers la zone de fractionnement par distillation pourront plus avantageusement être utilisés conformément à la présente invention. En particulier, lorsque le réacteur fonctionnera en mode ascendant ("riser"), du fait de la production d'une grande quantité d'hydrocarbures gazeux, les particules caloporteuses atteindront la zone réactionnelle à des vitesses élevées (comprises entre 20 et 200 m/s et, de préférence, entre 40 et 100 m/s), et l'on pourra donc utiliser éventuellement un simple dispositif de séparation par centrifugation. L'utilisation généralement coûteuse de systèmes cycloniques pourra ainsi être évitée. De même, lorsque le réacteur fonctionne en mode descendant ("dropper"), les particules caloporteuses seront collectées dans une enceinte disposée à la base du dropper, où elles seront strippées après avoir été séparées des effluents de vapocraquage par simple effet balistique.
Les dessins annexés, qui n'ont pas de caractère limitatif, illustrent différents modes de mise en oeuvre de l'invention. Sur ces dessins :
La figure 1 illustre l'application de l'invention à un ensemble de vapocraquage en lit fluidisé à colonne ascendante ou "riser" et à une seule chambre de régénération à haute température des particules caloporteuses, convenant en particulier à la régénération de masses de contact; dans cette application, le dispositif de séparation balistique est muni d'un simple dispositif centrifuge de séparation balistique ;
Les figures 2 et 3 illustrent l'application de l'invention à un ensemble de vapocraquage à zone réactionnelle essentiellement descendante ("dropper").
Le dispositif de vapocraquage en phase fluidisée ascendante représenté schématiquement sur la figure 1 comprend une colonne 1 de réaction, dite élévateur de charge, ou "riser". Celui-ci est alimenté à sa base, par la ligne 2, en particules caloporteuses régénérées, en quantité déterminée par exemple par 1'ouverture ou la fermeture d'une vanne 3. Les particules régénérées sont fluidisées par injection à la base du riser, à l'aide d'un diffuseur 5, de vapeur arrivant par la ligne 4, ou tout autre flux gazeux approprié.
Une première ligne 6 alimente ici un diffuseur 7, permettant d'injecter dans la partie amont du réacteur un gaz léger saturé tel que de l'éthane. Une coupe, qui est ici une coupe de propane, mais qui pourrait aussi bien être une coupe de butane ou un mélange des deux, peut ensuite être injectée de façon identique par la ligne 8 à l'aide du diffuseur 9. Une coupe d'essence ou de gazole peut enfin être ici vaporisée à l'aide d'un injecteur 11 alimenté par la ligne 10. Une charge de résidu de distillation provenant par la ligne 14 de la zone de fractionnement 12 est introduite, éventuellement en mélange avec un peu de charge fraîche alimentée par la ligne 40, à l'aide d'un injecteur 13, dans la partie aval du réacteur, dans des conditions de température proches du point de bulle dudit résidu, afin d'en faciliter une vaporisation instantanée et homogène. La colonne 1 débouche à son sommet dans une enceinte
15, qui lui est par exemple concentrique et dans laquelle s'effectuent, d'une part, grâce au séparateur balistique
16, la séparation entre les effluents réactionnels et les particules caloporteuses et, d'autre part, le strippage des particules cokées. Les hydrocarbures effluents sont évacués du système centrifuge 16 par la ligne d'évacuation
17, dans laquelle la charge froide arrivant par la ligne 18 est pulvérisée à l'aide des injecteurs 19, tandis que au moins 90% des particules caloporteuses redescendent vers la base de l'enceinte 15, où une ligne 20 alimente en gaz de strippage, généralement de la vapeur d'eau, des diffuseurs 21, régulièrement disposés à la base de l'enceinte 15.
L'effet de trempe des effluents de la réaction de vapocraquage, provoqué en 17 par le contact direct entre les gouttelettes de la charge fraîche et lesdits effluents, est ici renforcé du fait de l'injection par la ligne 50 d'un recycle de résidu de la distillation effectuée dans la zone de fractionnement 12. Le résidu de distillation peut être refroidi par passage dans un échangeur thermique 51 et les calories ainsi récupérées pourront servir à former de la vapeur d'eau pour l'ensemble de l'installation, sans qu'il soit nécessaire d'avoir recours à une trempe complémentaire, comme c'est le cas avec les procédés conventionnels. En outre, la présence d'une faible quantité de grains ou de fines du solide calσporteur dans les effluents du réacteur permet non seulement un ramonage efficace des parois, mais constitue également un moyen d'adsorption des précurseurs de gommes et de dépôts de coke. A cet effet, il est possible de modifier la teneur en particules circulant dans la ligne 17 en prévoyant un injecteur de particules fraîches arrivant par la ligne 53. Les particules caloporteuses strippées à la base de l'enceinte 15 sont évacuées vers un régénérateur 22, par l'intermédiaire d'un conduit 23, sur lequel est prévue ici une vanne de régulation 24. Le régénérateur 22 représenté sur cette figure ne comporte qu'une seule zone de combustion du coke déposé sur les particules caloporteuses en présence d'oxygène ou de vapeur d'eau. Cette régénération est réalisée de façon telle qu'une grande partie de la chaleur dégagée par la combustion du coke soit transférée aux particules pour leur permettre d'atteindre les températures élevées nécessaires à la réaction dans la zone 1. Le coke déposé sur les particules est ainsi éliminé, à l'aide d'air injecté à la base du régénérateur par une ligne 25, qui alimente le diffuseur 26. Eventuellement, pour ajuster la température au niveau thermique souhaité, du combustible additionnel peut être injecté. Le gaz de régénération est séparé des particules caloporteuses entraînées dans le cyclone 27, d'où le gaz de régénération est évacué par une ligne 28, tandis que les particules caloporteuses régénérées et chaudes sont extraites du régérateur, d'où elles sont recyclées par le conduit 2 à l'alimentation de l'élévateur ou riser 1.
Par ailleurs, après la trempe par injection de la charge en 19, les effluents de la réaction et la charge introduite en 19 sont conduits par la ligne 17 dans le dispositif de fractionnement schematiquement représenté en 12, permettant de séparer :
- par la ligne 29, les gaz légers lesquels peuvent être ensuite traités dans un autre dispositif de fractionnement des gaz, également schématique, permettant, de façon connue en soi, de séparer en particulier de l'éthane par la ligne 30, et du propane par la ligne 31;
- par la ligne 36, une coupe d'essence, dont l'intervalle d'ébullition s'étend généralement de la coupe c5 jusque vers 200-220°C;
- par la ligne 37, une coupe de type gazole, dont l'intervalle d'ébullition s'étend généralement depuis 160- 220°C (début de coupe) jusque vers 320-400°C (fin de coupe ) ;
- et, enfin, par la ligne 14, une fraction de la coupe de résidu de distillation, qui'contient les produits les plus lourds en provenance tant de la charge que des effluents réactionnels et des quantités relativement importantes de fines (ce résidu, a un point d'ébullition compris entre 300 et 550°C et généralement de l'ordre de 400°C).
Une partie de ce résidu de fractionnement est donc injectée en 13 dans le réacteur de vapocraquage, conformément à la présente invention ; suivant les cas et après récupération de la chaleur par passage dans l'échangeur 51, une autre partie peut être soit recyclée pour la trempe, par la ligne 50, en mélange avec la charge à vapocraquer, soit soutirée du dispositif par la ligne de purge 52.
En outre, l'éthane, le propane, la coupe d'essence, issus de ce dispositif de fractionnement peuvent être recyclés dans la section réactionnelle par les lignes 30, 31, 36, puis 6, 8 et 10, tandis que les oléfines en C2, C3 produites par vapocraquage sont isolées respectivement par les lignes 33 et 34.
Un avantage essentiel de ce dispositif de vapocraquage en phase fluidisée réside dans le fait qu'une bonne utilisation du profil de température dans la zone réactionnelle 1 permet de craquer sélectivement plusieurs coupes pétrolières. En particulier: dans la zone d'introduction des particules caloporteuses, où règne une température maximale de l'ordre de 800°C et plus, la vapeur peut être introduite par la ligne 4, ainsi que l'éthane par la ligne 6, provenant soit du dispositif de fractionnement par la ligne 31, soit d'une autre unité de la raffinerie;
- étant donné la forte demande d'énergie de cette réaction (3 à 6 fois plus élevée que dans une réaction de craquage catalytique), la température de la zone réactionnelle décroît sensiblement, et il est alors possible d'injecter en aval des hydrocarbures saturés plus lourds, tels que le propane (en 8) ou le butane (en 11) ou encore des essences légères (en 11) ou des naphtas, avec appoint éventuel de vapeur d'eau par les lignes 38, 39 et 40. Des systèmes de régulation, 41 à 44, peuvent en outre permettre, de façon connue en soi, de moduler les quantités injectées dans la zone réactionnelle, pour maintenir les profils de température souhaités grâce à des sondes de températures placées à cet effet dans lesdites zones.
On notera que, par rapport à un vapocraquage de type conventionnel, toute l'énergie nécessaire à la réaction est apportée en une seule fois par la masse caloporteuse, au moment du mélange avec les charges, c'est-à-dire au début de la réaction. La température atteint donc son maximum à ce moment là et décroît ensuite sous l'effet de 1*endothermicité des réactions, provoquant ainsi un effet naturel de trempe progressive et donc de sévérité décroissante, contrairement aux procédés conventionnels. Le profil de température qui en résulte, joint au temps de réaction extrêmement bref permis par ce dispositif, conduit à une sélectivité de la réaction significativement supérieure à celle obtenue avec les procédés traditionnels et à l'élimination du coke ou des goudrons formés sur les parois, où la température de peau est plus élevée.
Les dispositifs de vapocraquage en phase fluidisée représentés sur les figures 2 et 3 sont des variantes de celui de la figure 1, dans lesquelles la zone réactionnelle fonctionne cette fois en mode descendant. Le réacteur sera donc appelé "dropper", par référence au terme anglais. Les parties de ce dispositif identiques à celles de la figure 1 y sont désignées par les mêmes chiffres de références, affectés de l'indice ' pour la figure 2 et de l'indice '' pour la figure 3.
Selon la figure 2, on utilise un type différent de régénérateur, susceptible de mieux résister aux températures élevées requises par le vapocraquage. Les fumées de régénération sortent de l'unité en 28' après passage dans un cyclone 27' externe à la chambre de régénération 22'. Afin de permettre de placer le puits de soutirage 54' des particules caloporteuses régénérées au- dessus du dropper, la chambre de régénération 22' est située dans la partie supérieure de l'unité, et les particules à régénérer provenant de la zone de strippage par la ligne 23' doivent être transportées par une colonne ascendante 55'. Ce transport est réalisé par fluidisation avec un gaz diffusé en 26' par la ligne 25'. Au cours de ce transport, une combustion primaire du coke déposé sur les particules de catalyseur peut avoir lieu dans des conditions connues en soi avec un gaz de fluidisation contenant de l'air ou de l'oxygène. Les particules du catalyseur et le gaz de fluidisation sont alors séparés balistiquement grâce au dispositif 56' et les particules du catalyseur sont régénérées de façon connue en soi dans la chambre 22', où les particules sont brûlées à contre- courant du flux d'oxygène amené par la ligne 45' au diffuseur 46• .
Les particules régénérées du catalyseur peuvent être introduites sans pertes thermiques dans la partie amont du réacteur l' en quantité déterminée par le débit du diffuseur 57' ; l'homogénéité de la répartition des grains est assurée par un dispositif de type connu en soi et non représenté ici. A la sortie du dropper l', les particules plongent directement dans la zone fluidisée dense de strippage 15', tandis que les vapeurs d'hydrocarbures ainsi que la vapeur de strippage provenant du diffuseur 21' alimenté par la ligne 20' et les hydrocarbures strippés sont évacués de façon pratiquement instantanée par la ligne 17', où elles sont immédiatement trempées par dissolution dans la charge lourde qui entre dans l'unité par la ligne 18' . Dans la variante de la figure 3, afin de permettre un fonctionnement en mode dropper sans nécessiter une surélévation coûteuse de la zone de régénération 22", les particules régénérées et chaudes provenant de la ligne 2" sont d'abord transportées à l'intérieur d'une colonne ascendante 58" par injection d'un fluide tel que de la vapeur d'eau arrivant par la ligne 4". Après passage dans les deux coudes 59" et 60", à angle droit, les particules se déversent de façon homogène dans le dropper 1", où sont par exemple injectés successivement, en 7" et 8", de l'éthane et des essences. Puis, la trempe des effluents est réalisée par la charge lourde en 19", et le résidu de distillation de la zone de fractionnement 12" est injecté en 13" à une température proche de son point de bulle.
A la sortie du dropper, les particules sont strippées et quittent la zone 15" par la ligne 23", en bas de laquelle une injection de fluide, tel que de la vapeur d'eau ou de l'air, permet de les transférer par la ligne 55" vers la chambre de régénération 22". Dans celle-ci, un dispositif de séparation balistique 56" permet de les déverser dans la zone de combustion en lit fluidisé.
EXEMPLE Cet exemple montre les avantages d'un dispositif conforme à la présente invention, du type représenté sur la figure 3. Les essais ont été réalisés à partir d'éthane, d'une coupe d'essence (coupe straight-run) et de deux charges A et B, qui sont respectivement un résidu de distillation atmosphérique et un résidu de distillation sous vide d'un brut de type SHENGLI.
Les charges présentent les caractéristiques suivantes:
ESSENCE CHARGE A CHARGE B
- densité (à 15°C) : 0,675 0,955 0,985
ESSENCE CHARGE A CHARGE B
On utilise comme particules caloporteuses des particules de masse de contact composées de microsphères, principalement de kaolin, de surface spécifique d'environ 10 m2/g, de diamètre moyen d'environ 70 microns. Les injecteurs de charge dans la zone de trempe et dans le réacteur sont du type décrit dans la demande de brevet européen N° 312 428.
Les conditions des deux essais effectués successivement avec la charge A, puis la charge B, sont les suivantes (extrapolées pour 100 t/H de charge totale):
CHARGE A CHARGE B
Zone amont du réacteur :
- Température du catalyseur régénéré (°C) : 880 880
- Débit de catalyseur régénéré (t/h) : 2000 2160
- Débit de vapeur à
320°C (t/h) : 15 15 - Débit d'éthane (t/h) : 10 10
- Température de mélange (°C) : 862 868
Zone centrale du réacteur
- Débit de vapeur à 320°C (t/h)
- Débit d'essence à 150°C (t/h) 30
- Température de mélange 825 CHARGE A CHARGE B
Zone aval du réacteur:
- Débit de vapeur à 320°C (t/h)
- Débit de charge A ou B à 380°C (t/h) 90 60
- Température de mélange(°C) 785 780
- Température en fin de réaction (°C) 740 750
Zone de trempe:
- Température des effluents après séparation balistique (°C) 730 740
- Température de la charge(°C) 80 90
- Température de mélange (°C) 450 470
- Concentration en particules dans les effluents (% en poids) 3,2 2,2
- Température de coupe du résidu de fractionnement(°C) 420 440
Après récupération des effluents de la réaction de vapocraquage, on analyse la nature de ces effluents. Les résultats d'analyse(en % en poids), qui sont rassemblés ci-après, démontrent à eux seuls les avantages de la présente invention par rapport aux procédés de type conventionnel:
H2S + NH3 H
C2 (oléf iniques) c3
C (oléfiniques) C^ (oléfiniques) C^ (dioléfiniques)
•5 220 - 360°C
>360°C
Coke
On constate donc, sur cet exemple, que l'invention présente de nombreux avantages sur les procédés de vapocraquage utilisés jusqu'à présent. En effet, avec des rendements en oléfines au moins équivalents à ceux des unités les plus performantes,- il permet :
- Une utilisation dans la charge de résidus de distillation jusqu'ici exclus du vapocraquage;
- Une flexibilité opératoire inégalée (débit, nature des charges, etc.); - Et un fonctionnement continu (sans arrêt pour décokage) et sans appoint d'énergie (puisque la production de coke permet de satisfaire au bilan thermique de l'unité) .

Claims

REVENDICATIONS
1.- Procédé de conversion par vapocraquage, à haute température et en présence d'une phase fluidisée diluée de particules essentiellement caloporteuses, d'une part, d'au moins une coupe d'hydrocarbures légère, peu contaminée par des métaux, dont la température d'ébullition est inférieure à environ 400°C et, d'autre part, d'une coupe d'hydrocarbures plus lourde, constituée essentiellement de composés dont la température d'ébullition est supérieure à environ 400°C, ce procédé comprenant une étape de mise en contact de ladite coupe puis de ladite charge, de façon étagée et à sévérité décroissante, avec des particules caloporteuses, catalytiques ou non, dans un réacteur continu de type tubulaire à flux ascendant ou descendant, une étape de séparation et de strippage permettant de séparer, d'une part, au moins 90% desdites particules, que l'on régénère ensuite de préférence par réaction du coke déposé sur celles-ci avant de les recycler à plus haute température vers l'alimentation dudit réacteur continu et, d'autre part, les hydrocarbures effluents, que l'on récupère lors d'une étape de fractionnement par distillation, ce procédé étant caractérisé en ce que au moins une fraction de la charge d'hydrocarbures plus lourde est injectée entre ladite étape de séparation des particules et des hydrocarbures effluents et celle de fractionnement, et en ce que l'on recycle dans la partie aval dudit réacteur au moins une partie du résidu de ladite étape de fractionnement par distillation.
2.- Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la charge d'hydrocarbures plus lourde est injectée à l'état liquide par pulvérisation en gouttes de diamètre inférieur à 200 microns et de préférence inférieur à 100 microns.
3.- Procédé selon l'une des revendications 1 et 2, caractérisé en ce que les effluents de la réaction de vapocraquage sont ramenés par injection de la charge plus lourde à une température inférieure au point de rosée.
4- Procédé selon l'une des revendications l à 3, caractérisé en ce que les hydrocarbures entrant dans la zone de fractionnement contiennent entre 0,01 et 10% en poids et, de préférence, entre 0,05 et 5% en poids de particules caloporteuses.
5- Procédé selon l'une des revendications 1 à 4, caractérisé en ce que, préalablement à l'étape de fractionnement par distillation des effluents de la réaction de vapocraquage, ces effluents sont ramenés à une température comprise de préférence entre 320 et 450°C.
6- Procédé selon l'une des revendications l à 5, caractérisé en ce que les effluents de la zone de vapocraquage sont ramenés à l'état liquide à une température comprise entre 300 et 450°C en moins de 0,3 seconde et, de préférence, en moins de 0,1 seconde.
7- Procédé selon l'une des revendications 1 à 6, caractérisé en ce que la charge d'hydrocarbures plus lourde est choisie dans le groupe constitué par les résidus de distillation atmosphérique ou sous vide, les slurries catalytiques, les brais de désasphaltage, ou les huiles synthétiques ou usées.
8- Procédé selon l'une des revendication 1 à 7, caractérisé en ce que la fraction du résidu de distillation recyclée dans le réacteur est • à une température supérieure de moins de 100°C et, de préférence, de moins de 50°C à la température de point de bulle de cette coupe.
9- Procédé selon l'une des revendications 1 à 8, caractérisé en ce que ladite charge lourde liquide est constituée au moins en partie par une fraction au moins du résidu de distillation de ladite étape de fractionnement.
10- Procédé selon la revendication 9, caractérisé en ce que le résidu de distillation de ladite étape de fractionnement est refroidi par échange thermique à sa sortie de la tour de fractionnement.
11- Procédé selon l'une des revendications 1 à 10, caractérisé en ce que la ou les coupes légères d'hydrocarbures sont choisies dans le groupe comprenant les paraffines légères telles que l'éthane, le propane. les butanes, et les essences,- les naphtas et les gazoles.
12- Procédé selon la revendication 11 comprenant l'injection d'une pluralité de coupes légères d'hydrocarbures dans la partie amont du réacteur, caractérisé en ce que cette injection est effectuée de façon étagée par ordre de sévérité décroissante desdites coupes.
13- Procédé selon la revendication 12, caractérisé en ce que l'on injecte successivement dans le réacteur, d'amont en aval, des gaz légers comprenant de l'éthane, puis, éventuellement, du propane et des butanes, en une quantité telle que la température du mélange avec les particules caloporteuses reste supérieure à 800°C et, de préférence, à 825°C, puis des coupes d'hydrocarbures telles que des essences légères, et/ou éventuellement des naphtas ou des gazoles, en quantité telle que la température du mélange immédiatement en aval soit supérieure à 750°C et, de préférence, à 800°C, et enfin une fraction du résidu de distillation pour ramener la température réactionnelle à une température comprise entre 650 et 750°C.
14.- Procédé selon l'une des revendications 1 à 13, caractérisé en ce que l'on recycle au réacteur une partie au moins de 1'éthane et/ou du propane et/ou du butane produits par vapocraquage.
15- Procédé selon l'une des revendications 1 à 14, caractérisé en ce que la pression opératoire de la zone réactionnelle est comprise entre 0,3 et 5 kg/cm2.
16- Dispositif de vapocraquage, par conversion par contact direct, en phase fluidisée de particules caloporteuses et à haute température, de charges d'hydrocarbures pétroliers comprenant, d'une part, au moins une coupe légère peu contaminée par des métaux, dont la température d'ébullition est inférieure à environ 400°C et, d'autre part, une charge d'hydrocarbures plus lourds constituée essentiellement de composés dont la température d'ébullition est supérieure à 400°C, ce dispositif comprenant un réacteur continu (1) de mise en contact à haute température de coupes pétrolières avec des particules caloporteuses, catalytiques ou non, le réacteur continu (l) étant de type tubulaire à flux essentiellement ascendant ou descendant, des moyens en particulier balistiques (16) aptes à effectuer la séparation d'au moins 90% des dites particules et des hydrocarbures craqués, des moyens (20,21) de strippage des particules séparées, des moyens (22) de régénération dans des conditions de combustion du coke déposé sur ces particules par de l'air ou de la vapeur d'eau, et des moyens (2) de recyclage des particules régénérées à l'alimentation du dit réacteur (1), ainsi que des moyens (12) de fractionnement des effluents gazeux par distillation, ledit dispositif étant caractérisé en ce qu'il comporte, d'une part, entre lesdits moyens de séparation (16) et lesdits moyens de fractionnement (12), des moyens d'injection (18,19) d'une fraction de ladite charge d'hydrocarbures plus lourde dans les effluents et, d'autre part, des moyens de recycle (14) et d'injection (13) d'une partie au moins du résidu de distillation en phase liquide, mais à une température proche de son point de bulle, dans la section aval du réacteur (1).
17- Dispositif selon la revendication 16, caractérisé en ce que lesdits moyens d'injection (18,19;14,13) de ladite charge d'hydrocarbures la plus lourde entre les moyens de séparation balistique (16) et les moyens de fractionnement (12), d'une part, et dans la section aval du réacteur (1), d'autre part, sont alimentés à partir du résidu issu des moyens (12) de fractionnement par distillation des effluents de la zone réactionnelle.
18- Dispositif selon l'une des revendications 16 et 17, caractérisé en ce qu'il comprend des moyens (7, 9, 11) pour injecter successivement dans le réacteur, d'amont en aval, des gaz légers comprenant de l'éthane, puis éventuellement, du propane et/ou des butanes, en quantité telle que la température du mélange avec les particules caloporteuses soit supérieure à 800°C et, de préférence, à 825°C, puis des coupes d'hydrocarbures telles que des essences légères et/ou éventuellement des naphtas et des gazoles, en quantité telle que la température du mélange résultant, immédiatement en aval du point d'injection, soit supérieure à 750°C et, de préférence, à 800°C, enfin, dans la partie aval du réacteur, sous forme de fines gouttelettes liquides de diamètre moyen de préférence inférieur à 100 microns, la ou les charges d'hydrocarbures plus lourds.
19- Dispositif selon l'une des revendications 16 à 18, caractérisé en ce qu'il comprend des moyens d'injection (53) de grains de particules caloporteuses fraîches dans les effluents de vapocraquage.
EP89910120A 1989-09-01 1989-09-01 Procede et dispositif de vapocraquage d'hydrocarbures en phase fluidisee Expired - Lifetime EP0489726B1 (fr)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
AT89910120T ATE103628T1 (de) 1989-09-01 1989-09-01 Verfahren und einrichtung zum dampfkracken von kohlenwasserstoffen in der wirbelschichtphase.

Applications Claiming Priority (4)

Application Number Priority Date Filing Date Title
AU42252/89A AU641367B2 (en) 1989-09-01 1989-09-01 Method and device for vapor-cracking of hydrocarbons in fluidized phase
PCT/FR1989/000437 WO1991003527A1 (fr) 1989-09-01 1989-09-01 Procede et dispositif de vapocraquage d'hydrocarbures en phase fluidisee
CA000610736A CA1337477C (fr) 1989-09-01 1989-09-08 Procede et dispositif de vapocraquage d'hydrocarbures en phase fluidisee
US07/836,330 US5538625A (en) 1989-09-01 1992-04-10 Process and apparatus for the steam cracking of hydrocarbons in the fluidized phase

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EP0489726A1 true EP0489726A1 (fr) 1992-06-17
EP0489726B1 EP0489726B1 (fr) 1994-03-30

Family

ID=27154122

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EP89910120A Expired - Lifetime EP0489726B1 (fr) 1989-09-01 1989-09-01 Procede et dispositif de vapocraquage d'hydrocarbures en phase fluidisee

Country Status (4)

Country Link
US (1) US5538625A (fr)
EP (1) EP0489726B1 (fr)
CA (1) CA1337477C (fr)
DE (1) DE68914291T2 (fr)

Families Citing this family (19)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5904837A (en) * 1996-10-07 1999-05-18 Nippon Oil Co., Ltd. Process for fluid catalytic cracking of oils
US6045690A (en) * 1996-11-15 2000-04-04 Nippon Oil Co., Ltd. Process for fluid catalytic cracking of heavy fraction oils
NO319519B1 (no) * 1997-10-15 2005-08-22 Res Inst Petroleum Processing Fremgangsmate for fremstilling av etylen og propylen ved katalytisk pyrolyse av tunge hydrokarboner
US6013852A (en) * 1997-11-21 2000-01-11 Shell Oil Company Producing light olefins from a contaminated liquid hydrocarbon stream by means of thermal cracking
US8105482B1 (en) * 1999-04-07 2012-01-31 Ivanhoe Energy, Inc. Rapid thermal processing of heavy hydrocarbon feedstocks
US20040238422A1 (en) * 2003-04-25 2004-12-02 Launer Brian R. Filter apparatus and associated method
US8940955B2 (en) * 2008-12-19 2015-01-27 Uop Llc Fluid catalytic cracking system and process
US8246914B2 (en) * 2008-12-22 2012-08-21 Uop Llc Fluid catalytic cracking system
US8726663B2 (en) * 2010-01-05 2014-05-20 General Electric Company Combined cycle system employing phase change material
KR101389011B1 (ko) * 2012-03-28 2014-04-24 주식회사 유니텍스 소스 컨테이너 및 기상 증착용 반응로
US9522376B2 (en) * 2012-06-08 2016-12-20 Uop Llc Process for fluid catalytic cracking and a riser related thereto
US9707532B1 (en) 2013-03-04 2017-07-18 Ivanhoe Htl Petroleum Ltd. HTL reactor geometry
US12152207B2 (en) 2018-02-21 2024-11-26 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Fluid bed steam cracking using direct heating
US11365357B2 (en) 2019-05-24 2022-06-21 Eastman Chemical Company Cracking C8+ fraction of pyoil
US12018220B2 (en) 2019-05-24 2024-06-25 Eastman Chemical Company Thermal pyoil to a gas fed cracker furnace
US12227710B2 (en) 2019-10-31 2025-02-18 Eastman Chemical Company Processes and systems for formation of recycle-content hydrocarbon compositions
WO2021087032A1 (fr) 2019-10-31 2021-05-06 Eastman Chemical Company Procédés et systèmes pour la formation de compositions d'hydrocarbures à contenu recyclé
WO2021092293A1 (fr) 2019-11-07 2021-05-14 Eastman Chemical Company Oxo-glycols à contenu recyclé
US12612560B2 (en) * 2023-03-02 2026-04-28 Indian Oil Corporation Limited Preheating process module integrated with coke handling system for steam cracking of hydrocarbon feedstock

Family Cites Families (13)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2906695A (en) * 1956-08-07 1959-09-29 Exxon Research Engineering Co High temperature short time hydrocarbon conversion process
US3579601A (en) * 1968-06-10 1971-05-18 Exxon Research Engineering Co Pyrolysis of hydrocarbons
US4061562A (en) * 1976-07-12 1977-12-06 Gulf Research & Development Company Thermal cracking of hydrodesulfurized residual petroleum oils
US4213848A (en) * 1978-07-27 1980-07-22 Exxon Research & Engineering Co. Fluid coking and gasification process
JPS585225B2 (ja) * 1978-12-21 1983-01-29 工業技術院長 コ−クス粒子の加熱方法
US5045176A (en) * 1981-05-13 1991-09-03 Ashland Oil, Inc. Carbometallic oil conversion with ballistic separation
US4405445A (en) * 1981-08-24 1983-09-20 Ashland Oil, Inc. Homogenization of water and reduced crude for catalytic cracking
US4716958A (en) * 1981-09-01 1988-01-05 Ashland Oil, Inc. Method and apparatus for cooling fluid solid particles used in a regeneration system
US4552645A (en) * 1984-03-09 1985-11-12 Stone & Webster Engineering Corporation Process for cracking heavy hydrocarbon to produce olefins and liquid hydrocarbon fuels
FR2584732B1 (fr) * 1985-07-10 1988-08-19 Raffinage Cie Francaise Procede et dispositif pour le craquage catalytique de charges d'hydrocarbures, avec controle de la temperature de reaction
US4836909A (en) * 1985-11-25 1989-06-06 Research Association For Residual Oil Processing Process of thermally cracking heavy petroleum oil
US5089496A (en) * 1986-10-31 1992-02-18 Schering Corporation Benzo[5,6]cycloheptapyridine compounds, compositions and method of treating allergies
FR2647804A1 (fr) * 1989-06-05 1990-12-07 Procedes Petroliers Petrochim Procede et installation de vapocraquage d'hydrocarbures

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
See references of WO9103527A1 *

Also Published As

Publication number Publication date
EP0489726B1 (fr) 1994-03-30
DE68914291D1 (de) 1994-05-05
DE68914291T2 (de) 1994-09-01
CA1337477C (fr) 1995-10-31
US5538625A (en) 1996-07-23

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EP0489726B1 (fr) Procede et dispositif de vapocraquage d'hydrocarbures en phase fluidisee
EP0323297B1 (fr) Procédé de conversion d'hydrocarbures en lit fluidisé
EP1800742B1 (fr) Réacteur à deux zones réactionnelles fluidisées avec système de séparation gaz/solide intégré
EP0208609B2 (fr) Procédé et dispositif pour le craquage catalytique de charges d'hydrocarbures, avec contrôle de la température de réaction
EP1413622B1 (fr) Procédé de craquage catalytique dans deux zones de craquage integrées de sévérité différente suivies d'une zone de refroidissement
EP1170355B1 (fr) Procédé et dispositif de craquage d'hydrocarbures mettant en oeuvre deux chambres réactionelles successives
EP2658950B1 (fr) Procede de craquage catalytique pour le traitement d'une coupe a faible carbone conradson.
FR2654435A1 (fr) Procede et dispositif de mise en contact d'une charge d'hydrocarbures avec des particules solides chaudes, dans un reacteur tubulaire a lit fluidise ascendant.
EP0485259B1 (fr) Procédé et dispositif d'homogénéisation, à l'intérieur d'un réacteur tubulaire de craquage d'hydrocarbures à lit de particules solides fluidisées, du mélange de ces particules et des vapeurs d'hydrocarbures à traiter
FR2659346A1 (fr) Procede de craquage avec oligomerisation ou trimerisation des olefines presentes dans les effluents.
JPH0645787B2 (ja) 炭化水素の接触分解方法
WO2000029508A1 (fr) Procede et dispositif de craquage catalytique comprenant des reacteurs a ecoulements descendant et ascendant
EP0874880B1 (fr) Procede et dispositif de craquage catalytique en lit fluidise d'une charge d'hydrocarbures
EP0291408B1 (fr) Procédé de vapocraquage dans une zone réactionnelle en lit fluide
FR2610638A1 (fr) Perfectionnements aux procedes et dispositifs pour le craquage catalytique de charges d'hydrocarbures
WO1991003527A1 (fr) Procede et dispositif de vapocraquage d'hydrocarbures en phase fluidisee
EP0911379A1 (fr) Procédé et dispositif de vaporisation sélective des charges d'hydrocarbures en craquage catalytique
FR2682119A1 (fr) Perfectionnements aux dispositifs de craquage catalytique a l'etat fluide de charges d'hydrocarbures.
FR2628436A1 (fr) Procede et dispositif de vapocraquage d'hydrocarbures en phase fluidisee de particules caloporteuses
FR2658833A1 (fr) Procede de craquage a l'etat fluide d'une charge d'hydrocarbures.
EP0322276A1 (fr) Procédé et dispositif pour le craquage catalytique de charges lourdes comportant un second strippage en lit fluide
FR2659976A1 (fr) Craquage catalytique avec refroidissement brusque.
FR3090683A1 (fr) Conversion d’un brut pétrolier en lit fluidisé compartimenté
FR2521157A1 (fr) Preparation d'une charge de craquage catalytique fluide par vaporisation selective
FR2523998A1 (fr) Procede de conversion de charges liquides ou semi-liquides d'hydrocarbures en fractions plus legeres

Legal Events

Date Code Title Description
PUAI Public reference made under article 153(3) epc to a published international application that has entered the european phase

Free format text: ORIGINAL CODE: 0009012

17P Request for examination filed

Effective date: 19920130

AK Designated contracting states

Kind code of ref document: A1

Designated state(s): AT BE CH DE FR GB IT LI NL SE

17Q First examination report despatched

Effective date: 19930902

GRAA (expected) grant

Free format text: ORIGINAL CODE: 0009210

ITF It: translation for a ep patent filed
AK Designated contracting states

Kind code of ref document: B1

Designated state(s): AT BE CH DE FR GB IT LI NL SE

REF Corresponds to:

Ref document number: 103628

Country of ref document: AT

Date of ref document: 19940415

Kind code of ref document: T

REF Corresponds to:

Ref document number: 68914291

Country of ref document: DE

Date of ref document: 19940505

GBT Gb: translation of ep patent filed (gb section 77(6)(a)/1977)

Effective date: 19940706

EAL Se: european patent in force in sweden

Ref document number: 89910120.8

PLBE No opposition filed within time limit

Free format text: ORIGINAL CODE: 0009261

STAA Information on the status of an ep patent application or granted ep patent

Free format text: STATUS: NO OPPOSITION FILED WITHIN TIME LIMIT

26N No opposition filed
PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: SE

Payment date: 19980826

Year of fee payment: 10

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: AT

Payment date: 19980831

Year of fee payment: 10

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: CH

Payment date: 19980907

Year of fee payment: 10

PG25 Lapsed in a contracting state [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: AT

Free format text: LAPSE BECAUSE OF NON-PAYMENT OF DUE FEES

Effective date: 19990901

PG25 Lapsed in a contracting state [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: SE

Free format text: THE PATENT HAS BEEN ANNULLED BY A DECISION OF A NATIONAL AUTHORITY

Effective date: 19990929

PG25 Lapsed in a contracting state [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: CH

Free format text: LAPSE BECAUSE OF NON-PAYMENT OF DUE FEES

Effective date: 19990930

Ref country code: LI

Free format text: LAPSE BECAUSE OF NON-PAYMENT OF DUE FEES

Effective date: 19990930

EUG Se: european patent has lapsed

Ref document number: 89910120.8

REG Reference to a national code

Ref country code: CH

Ref legal event code: PL

REG Reference to a national code

Ref country code: GB

Ref legal event code: IF02

REG Reference to a national code

Ref country code: FR

Ref legal event code: ST

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: GB

Payment date: 20050822

Year of fee payment: 17

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: DE

Payment date: 20050912

Year of fee payment: 17

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: NL

Payment date: 20050914

Year of fee payment: 17

REG Reference to a national code

Ref country code: FR

Ref legal event code: FC

Ref country code: FR

Ref legal event code: RN

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: BE

Payment date: 20051013

Year of fee payment: 17

PG25 Lapsed in a contracting state [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: BE

Free format text: LAPSE BECAUSE OF NON-PAYMENT OF DUE FEES

Effective date: 20060930

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: IT

Payment date: 20060930

Year of fee payment: 18

PG25 Lapsed in a contracting state [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: NL

Free format text: LAPSE BECAUSE OF NON-PAYMENT OF DUE FEES

Effective date: 20070401

PG25 Lapsed in a contracting state [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: DE

Free format text: LAPSE BECAUSE OF NON-PAYMENT OF DUE FEES

Effective date: 20070403

GBPC Gb: european patent ceased through non-payment of renewal fee

Effective date: 20060901

NLV4 Nl: lapsed or anulled due to non-payment of the annual fee

Effective date: 20070401

PG25 Lapsed in a contracting state [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: GB

Free format text: LAPSE BECAUSE OF NON-PAYMENT OF DUE FEES

Effective date: 20060901

BERE Be: lapsed

Owner name: S.A. *TOTAL RAFFINAGE DISTRIBUTION

Effective date: 20060930

PGFP Annual fee paid to national office [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: FR

Payment date: 20080929

Year of fee payment: 20

PG25 Lapsed in a contracting state [announced via postgrant information from national office to epo]

Ref country code: IT

Free format text: LAPSE BECAUSE OF NON-PAYMENT OF DUE FEES

Effective date: 20070901