Domaine technique

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

Technique antérieure

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

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

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

Les inconvénients associés avec un réacteur FCC classique à lit fluidisé à co-courant gaz-solide ascendant (« riser » selon la terminologie anglo-saxonne) tels que le rétro-mélange (« back- mixing » selon la terminologie anglo-saxonne) et l’accumulation de catalyseur au voisinage de la paroi avec pour conséquence un surcraquage des hydrocarbures et la formation excessive de coke, d’hydrogène, de méthane et d’éthane ne permettent pas de favoriser la production des oléfines dans des conditions à haute sévérité. i Afin de surmonter ces inconvénients, le procédé HS-FCC utilise un réacteur à flux descendant, où le catalyseur et la charge sont mises en mouvement sous l’effet de la gravité avec un écoulement qui approche celui d’un écoulement type piston. L’écoulement gaz-solide descendant dans un réacteur, évite le rétro-mélange et le surcraquage des produits tandis que l’utilisation des ratios élevés de C/O assure la prédominance des réactions catalytiques. La température élevée favorise la formation des intermédiaires de réactions tels que les oléfines légères alors qu’un temps de contact contrôlé et court évite les réactions secondaires qui sont responsable de la consommation de tels intermédiaires.

En revanche, l’écoulement gaz-solide descendant présente plusieurs défis technologiques majeurs, dont un défi important correspond à l’écoulement et le mélange dans la section à flux établi du réacteur. En effet, l’écoulement de catalyseur dans un réacteur à flux descendant, surtout à haut flux massique de solide (e.g. entre 400-800 kg/m ² s), se caractérise par un profil plat de concentration de solide dans la zone centrale et une zone annulaire dans la proximité de la paroi où la concentration et flux de particules sont plus élevés. Cette ségrégation est le résultat de condition à faible vitesse du gaz à la paroi (condition de non-glissement ou « no-slip condition » selon la terminologie anglo-saxonne) ce qui produit une force de trainée faible sur les particules en résultant les phénomènes d’agglomération (« clustering » selon la terminologie anglo-saxonne) entre les particules. Ce phénomène est bien décrit dans la littérature (Zhu et al., The Canadian Journal of Chemical Engineering, Volume 73 (1995), p. 662-677 ; Sun et al., Powder Technology, Vol. 370 (2020), p. 184-196). Par contre, cette ségrégation conduit à une concentration plus faible de catalyseur au centre du réacteur, réduisant ainsi les vitesses de réaction et les performances globales obtenues à la sortie du réacteur.

Le brevet FR 2 753 453 B1 décrit un réacteur de craquage à flux descendant comprenant une zone de mise en contact entre les hydrocarbures et le catalyseur, constituée : d'une chambre de mélange de section maximale S2, mise en communication avec des moyens d'alimentation en catalyseur régénéré par un orifice supérieur définissant une section de passage du catalyseur S1 ; et d'une zone réactionnelle de section maximale S4, mise en communication avec la chambre de mélange par un orifice intermédiaire de section S3, réacteur dans lequel les rapports S2/S1 et S2/S3 sont compris entre 1 ,5 et 8.

Les brevets US 10,889,768 B2 et US 10,767,117 B2 décrivent des systèmes et des procédés de production de produits pétrochimiques (e.g. éthylène et autres oléfines), à partir de charges hydrocarbonées (e.g. pétrole brut), dans des unités de craquage catalytique fluide à haute sévérité (HS-FCC).

La demande de brevet US 2022/0016589 A1 décrit un réacteur à flux descendant comprenant des chicanes annulaires de distribution et de mélange. Résumé de l’invention

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

Un deuxième objet de la présente invention est de fournir un dispositif pour le craquage catalytique en lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant dans lequel la concentration de solide est augmentée dans des zones d’injection de charge de la chambre de mélange.

Selon un premier aspect, les objets précités, ainsi que d’autres avantages, sont obtenus par un dispositif pour le craquage catalytique en lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant comprenant, de haut en bas : une conduite adaptée pour transporter un flux descendant de particules de catalyseur ; une chambre de mélange connectée à la conduite et adaptée pour être alimentée par la conduite en flux descendant, la chambre de mélange comprenant une paroi interne et au moins un premier injecteur de charge hydrocarbonée ; un réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant connecté à la chambre de mélange et adapté pour être alimenté par la chambre de mélange en un mélange comprenant des particules de catalyseur et de la charge hydrocarbonée, le réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant comprenant une paroi interne ; dans lequel la paroi interne de la chambre de mélange et/ou du réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant comprend un ou plusieurs obstacles discontinus.

Avantageusement, la pluralité d’obstacles est adaptée pour homogénéiser la concentration en particules de catalyseur. Avantageusement, les obstacles sont adaptés pour dévier (la trajectoire) des particules de catalyseur vers l’intérieur de la chambre de mélange et/ou du réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant, et/ou vers les zones d’injection de charge (i.e., à proximité du premier injecteur de charge hydrocarbonée).

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles sont adaptés pour distribuer des particules de catalyseur sensiblement vers l’intérieur de la chambre de mélange et/ou du réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles comprennent une surface supérieure oblique et descendante vers l’intérieur, i.e. , vers le centre du réacteur.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles sont adaptés pour éviter l’accumulation de particules de catalyseur sur les obstacles.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles sont adaptés pour distribuer des particules de catalyseur le long de la paroi de la chambre de mélange.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles comprennent une surface supérieure oblique et descendante latéralement.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles sont en forme de prisme, de cylindre, de pyramide, de cône, et/ou de tronc de cône.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, des obstacles sont disposés dans la chambre de mélange en amont de l’au moins un premier injecteur.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, des obstacles sont disposés dans le réacteur à flux descendant à une distance axiale Hi de la chambre de mélange comprise entre 0*L et 0,9*L, L étant la longueur du réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le dispositif comprend au moins une rangée d’obstacles disposés à une hauteur prédéterminée de la paroi interne de chambre de mélange et/ou du réacteur à flux descendant.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le périmètre de la paroi interne de la chambre de mélange et/ou du réacteur à flux descendant, occupé par la rangée d’obstacles, est compris entre 15% et 80%.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la rangée d’obstacles réduit la section de passage de la paroi interne de chambre de mélange et/ou du réacteur à flux descendant de 1 % à 35% et de préférence de 5% à 20%.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la rangée d’obstacles dans la chambre de mélange comprend entre 2 et 24 obstacles, et/ou la rangée d’obstacles dans le réacteur à flux descendant comprend entre 2 et 24 obstacles.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la position radiale des obstacles d’une rangée d’obstacle est dans un espace de séparation entre la position radiale de deux obstacles adjacents d’une rangée d’obstacle adjacente. Selon un deuxième aspect, les objets précités, ainsi que d’autres avantages, sont obtenus par un procédé pour le craquage catalytique en lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant comprenant les étapes suivantes : transporter un flux descendant de particules de catalyseur dans une conduite ; alimenter une chambre de mélange par la conduite avec le flux descendant, la chambre de mélange comprenant une paroi interne et au moins un premier injecteur de charge hydrocarbonée ; alimenter un réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant par la chambre de mélange avec un mélange comprenant des particules de catalyseur et de la charge hydrocarbonée, le réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant comprenant une paroi interne ; et craquer au moins partiellement la charge hydrocarbonée en présence des particules de catalyseur dans le réacteur à lit fluidisé à co-courant gaz-solide descendant, pour produire un effluent comprenant du catalyseur au moins partiellement coké et des produits gazeux de craquage, dans lequel la paroi interne de chambre de mélange et/ou du réacteur à lit fluidisé à cocourant gaz-solide descendant comprend une pluralité d’obstacles.

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

Liste des figures

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

La figure 2 montre des vues en 3D d’un dispositif FCC selon un ou plusieurs modes de réalisation de la présente invention comprenant une pluralité de rangées d’obstacles pour l’homogénéisation de l’écoulement de catalyseur.

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

La figure 4 montre des vues en 3D de schémas A et B de la fraction volumique du catalyseur moyenné dans le temps dans le dispositif FCC de référence de la figure 3, et dans le dispositif FCC selon l’invention de la figure 3, respectivement. La figure 5 montre les profils radiaux A et B de la fraction du solide et du flux massique du solide à 2,8 m en dessous des injecteurs du dispositif FCC de référence de la figure 3, et du dispositif FCC de selon l’invention de la figure 3, respectivement.

Description détaillée de l'invention

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

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

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

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

Il arrive cependant que l’écoulement gaz-solide descendant présente plusieurs défis technologiques, dont parvenir à obtenir un écoulement et un mélange homogène dans la section à flux établi du réacteur descendant. Afin de surmonter ces inconvénients, des améliorations de la technologie des réacteurs à flux descendant décrits dans le brevet FR 2 753 453 B1 ont été identifiées, pour répondre au défi présenté ci-dessus à travers l’utilisation d’obstacles qui peuvent être insérés dans la chambre de mélange ou en aval de la chambre de mélange, i.e., dans le réacteur à flux descendant.

Le dispositif selon l’invention

En référence à la figure 1 , le dispositif selon un ou plusieurs modes de réalisation de la présente invention comprend de haut en bas : une conduite 1 ; une chambre de mélange 2 ; et un réacteur à flux descendant 3.

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

La chambre de mélange 2 connectée à la conduite 1 , comprend une paroi latérale/verticale définissant un axe central/vertical Z, et est adaptée pour alimenter le réacteur à flux descendant 3 avec un mélange comprenant des particules de catalyseur, une charge hydrocarbonée et optionnellement un diluant.

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

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

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

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 est de géométrie à section constante, comme cylindrique, carrée, rectangulaire ou hexagonale, ou à section variable, comme un tronc de pyramide ou de cône, ou une combinaison des différentes formes géométriques. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 est de forme cylindrique et optionnellement de diamètre variable. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 est de forme au moins partiellement tronconique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 comprend une limite supérieure de section S1 connectant la chambre de mélange 2 à la conduite 1 et une limite inférieure de section S2 connectant la chambre de mélange 2 au réacteur à flux descendant 3, le rapport S1/S2 étant inférieur à 0,9 et préférablement inférieur à 0,7. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le rapport S1/S2 est compris entre 0,4 et 0,9, préférablement entre 0,5 et 0,7.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 comprend entre 2 et 12 premiers injecteurs 5, préférablement entre 3 et 8 premiers injecteurs 5.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 comprend entre 2 et 12 deuxièmes injecteurs 7, préférablement entre 3 et 8 deuxièmes injecteurs 7. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les injecteurs 5 et/ou 7 sont inclinés vers le haut ou le bas ou sont sensiblement disposés horizontalement.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les injecteurs 5 et/ou 7 sont inclinés vers le haut, par exemple avec un angle compris entre 10° et 45° par rapport à l’horizontale.

En référence à la figure 1 , selon un ou plusieurs modes de réalisation, des premiers injecteurs 5 et/ou des deuxième injecteurs 7 sont disposés selon une ou plusieurs rangées horizontales, i.e. , perpendiculairement à l’axe central/vertical Z de la chambre de mélange 2. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, des deuxièmes injecteurs 7 sont disposés au-dessous (e.g. d’une rangée) de premiers injecteurs 5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, des deuxièmes injecteurs 7 sont disposés entre deux rangées de premiers injecteurs 5.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la position radiale des deuxièmes injecteurs 7 est dans un espace de séparation entre les positions radiales adjacentes de deux premiers injecteurs 5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les deuxièmes injecteurs 7 sont positionnés sensiblement à moitié de l’angle de séparation de deux premiers injecteurs 5.

En référence aux figures 2 et 3, selon un ou plusieurs modes de réalisation, au moins un premier injecteur 5 et/ou au moins un deuxième injecteur 7 est tourné selon un angle compris entre 0° et 45°, et de préférence compris entre 10° et 20°, par rapport à la direction radiale du diamètre D de la chambre de mélange 2, i.e., la projection de l’axe des injecteurs 7 sur un plan horizontal forme ledit angle, avec la direction radiale du diamètre D de la chambre de mélange 2, qui est perpendiculaire à l’axe central/vertical Z.

En référence à la figure 1 , la chambre de mélange 2 alimente le réacteur à flux descendant 3 avec un mélange de charge hydrocarbonée 6, de particules de catalyseur et optionnellement de diluant 8. Avantageusement, la charge hydrocarbonée 6 et les particules de catalyseur donnent lieu aux réactions de craquage qui se complètent dans le réacteur à flux descendant 3 d’une longueur L (selon l’axe central/vertical Z) pour produire un effluent hydrocarboné comprenant des produits de craquage, du catalyseur usé et potentiellement une partie de la charge hydrocarbonée n’ayant pas réagi. La longueur L d’un réacteur à flux descendant 3 est typiquement comprise entre 2 m et 25 m.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le réacteur à flux descendant 3 est de géométrie à section constante, comme cylindrique, carrée, rectangulaire ou hexagonale, préférablement cylindrique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le réacteur à flux descendant 3 est de forme cylindrique et optionnellement de diamètre variable. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le diamètre du réacteur à flux descendant 3 est défini tel que la vitesse superficielle du gaz le traversant soit compris entre 2 m/s et 26 m/s, préférentiellement entre 6 m/s et 16 m/s. Selon l’invention, la paroi interne de chambre de mélange 2 et/ou du réacteur à flux descendant 3 comprend un ou plusieurs obstacles 9. Avantageusement, les obstacles 9 sont adaptés pour homogénéiser la concentration en particules de catalyseur. Spécifiquement, les obstacles 9 permettent de redistribuer les particules de catalyseur qui peuvent s’accumuler proche des parois (e.g. de la chambre de mélange 2 et du réacteur à flux descendant 3).

Selon l’invention, la position radiale de l’au moins obstacle 9, sur la paroi interne de chambre de mélange 2 et/ou le réacteur à flux descendant 3, est discontinue. Dans la présente demande le terme « obstacle discontinu » signifie que le périmètre de la paroi interne de la chambre de mélange 2 et/ou du réacteur à flux descendant 3, occupé par l’obstacle 9, est inférieur à 90%, préférablement inférieur à 80%, très préférablement inférieur à 70%. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le périmètre de la paroi interne de la chambre de mélange 2 et/ou du réacteur à flux descendant 3, occupé par l’obstacle 9, est compris entre 15% et 80%, préférablement entre 30% et 70%, très préférablement entre 40% et 60%. Ainsi l’au moins obstacle 9 n’est pas de forme continue, i.e., annulaire.

Les obstacles 9 peuvent être de formes géométriques variées. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles 9 sont en forme de cube, de tétraèdre, de parallélépipède, de prisme (e.g. prisme à base triangulaire, carrée, rectangulaire, hexagonale, circulaire ou elliptique), ou de pyramide (e.g. pyramide à base triangulaire, carrée, rectangulaire, hexagonale, circulaire ou elliptique), ou tronconique, en formant par exemple des éléments séparés sur la paroi de chambre de mélange 2. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la base est sensiblement perpendiculaire à l’axe vertical Z.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles 9 sont agencés pour éviter l’accumulation de particules de catalyseur sur les obstacles 9. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles 9 comprennent une partie inférieure (surface d’extrémité inférieure) plus large que la partie supérieure (surface d’extrémité supérieure).

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles 9 sont agencés pour distribuer les particules de catalyseur vers des zones d’injection de charge de la chambre de mélange 2, zones plus concentrées en hydrocarbures. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles 9 comprennent une surface supérieure oblique et descendante latéralement, i.e., le long de la paroi de chambre de mélange 2.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles 9 sont agencés pour distribuer les particules de catalyseur sensiblement vers l’intérieur (e.g. vers l’axe vertical Z), zone plus concentrée en hydrocarbures. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles 9 comprennent une surface supérieure oblique et descendante de l’extérieur vers l’intérieur. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, des obstacles 9 sont disposés dans la chambre de mélange 2 en amont de l’au moins un premier injecteur 5 de charge hydrocarbonée 6 et/ou de l’au moins un deuxième injecteur 7 de diluant 8. Avantageusement, les obstacles 9 permettent de diriger les particules de catalyseur vers les injecteurs et augmentent le contact, notamment avec la charge hydrocarbonée 6. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la position radiale des obstacles 9 dans la chambre de mélange 2 est dans un espace de séparation entre les positions radiales adjacentes de deux (e.g. premiers) injecteurs.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, des obstacles 9 sont disposés en aval de l’au moins un premier injecteur 5 de charge hydrocarbonée 6 et/ou de l’au moins un deuxième injecteur 7 de diluant 8. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, des obstacles 9 sont disposés en aval de l’au moins un premier ou deuxième injecteur à une distance axiale comprise entre 0*L et 0,3*L, et de préférence entre 0,01*L et 0,1*L.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, des obstacles 9 sont disposés dans le réacteur à flux descendant 3 à une distance axiale Hi (e.g. Hi , H2, etc...) de la chambre de mélange 2 comprise entre OL et 0,9*L, préférablement entre 0,01 *L et 0,6*L, par exemple entre 0,01 *L et 0,4*L.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les rangées d’obstacles 11 sont espacées d’une distance comprise entre 0,05*L et 0,4*LEn référence à la figure 2, selon un ou plusieurs modes de réalisation, le dispositif selon l’invention comprend au moins une rangée d’obstacles 9, par rapport à l’axe central/vertical Z, disposés à une hauteur prédéterminée de la paroi interne de chambre de mélange 2 et/ou du réacteur à flux descendant 3. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les obstacles 9 de la rangée d’obstacles 11 , ainsi disposés en « chapelet », sont positionnés sensiblement à équidistance les uns des autres. Avantageusement, une rangée d’obstacles 11 comprend (tous) les obstacles 9 d’un plan horizontal, perpendiculaire à l’axe central/vertical Z.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le périmètre de la paroi interne de la chambre de mélange 2 et/ou du réacteur à flux descendant 3, occupé par la rangée d’obstacles 11 , est compris entre 15% et 80% et de préférence entre 30% et 70%, tel que de 40% à 60%.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la rangée d’obstacles 11 réduit la section de passage de la paroi interne de chambre de mélange 2 et/ou du réacteur à flux descendant 3 de 1 % à 35% et de préférence de 5% à 20%, tel que de 10% à 20%.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, une rangée d’obstacles 11 comprend au moins 2 obstacles 9, par exemple entre 2 et 24 obstacles 9, de préférence entre 4 et 12 obstacles 9. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, une rangée d’obstacles 11 dans la chambre de mélange 2 comprend au moins 2 obstacles 9, par exemple entre 2 et 24 obstacles 9, de préférence entre 4 et 12 obstacles 9, tel que 4 obstacles 9.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le nombre d’obstacles 9 d’une rangée d’obstacles 11 dans la chambre de mélange 2 est un multiple entier du nombre de premiers injecteurs 5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, une rangée d’obstacles 11 dans la chambre de mélange 2 comprend autant d’obstacles que de premiers injecteurs 5.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, une rangée d’obstacles 11 dans le réacteur à flux descendant 3 comprend au moins 2 obstacles 9, par exemple entre 2et 24 obstacles 9, de préférence entre 3 et 12 obstacles 9, très préférablement entre 4 et 8 obstacles 9, tel que 8 obstacles 9.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le nombre d’obstacles d’une rangée d’obstacles 11 dans le réacteur à flux descendant 3 est un multiple entier du nombre de premiers injecteurs 5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, une rangée d’obstacles 11 dans le réacteur à flux descendant 3 comprend autant d’obstacles que de premiers injecteurs 5.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 comprend entre 0 et 4 rangées d’obstacles 11 , tel que 1 rangée d’obstacles 11 préférablement disposée au-dessus des (e.g. premiers) injecteurs.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le réacteur à flux descendant 3 comprend au moins

1 rangée d’obstacles 11 , par exemple entre 1 et 10 rangées d’obstacles 11 , de préférence entre

2 et 8 rangées d’obstacles 11 , très préférablement entre 3 et 6 rangées d’obstacles 11 , tel que 3 rangées d’obstacles 11 .

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le réacteur à flux descendant 3 comprend : une première rangée d’obstacles 11 disposée à une distance axiale Hi de la chambre de mélange 2 comprise entre 0*L et 0,9*L ; préférablement une deuxième rangée d’obstacles 11 disposée à une distance axiale de la première rangée d’obstacles 11 comprise entre 0,05*L et 0,4*L ; et préférablement une troisième rangée d’obstacles 11 disposée à une distance axiale de la précédente rangée d’obstacles 11 comprise entre 0,05*L et 0,4*L.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la chambre de mélange 2 comprend 1 rangée d’obstacles 11 préférablement disposée au-dessus des (e.g. premiers) injecteurs, et le réacteur à flux descendant 3 comprend au moins 1 rangée d’obstacles 11 , par exemple entre 1 et 10 rangées d’obstacles 11 , de préférence entre 2 et 8 rangées d’obstacles 11 , très préférablement entre 3 et 6 rangées d’obstacles 11 , tel que 3 rangées d’obstacles 11 , la distance entre deux rangée étant préférablement comprise entre 0,05*L et 0,4*L.

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la position radiale des obstacles 9 d’une rangée d’obstacles 11 est dans un espace de séparation entre la position radiale de deux obstacles 9 adjacents d’une rangée d’obstacles 11 adjacente, i.e., chaque rangée d’obstacles 11 présente une rotation (selon l’axe vertical Z) par rapport à une rangée d’obstacles 11 adjacente. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la position radiale des obstacles 9 d’une rangée d’obstacles 11 présente une rotation d’un angle compris entre 10° et 35°, de préférence entre 15° et 30°, par rapport à la position radiale des obstacles 9 d’une rangée d’obstacles 11 adjacente, et de manière préférée à un angle de 1807N, avec N le nombre d’obstacles dans une rangée. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les rangées d’obstacles 11 sont disposées les unes par rapport aux autres pour couvrir ensemble tout le périmètre de la paroi interne de chambre de mélange 2 et/ou du réacteur à flux descendant 3, selon une vue selon l’axe vertical Z.

En outre, par rapport à des internes de type couronne qui peuvent réduire significativement la section de passage et augmenter la vitesse de gaz dans la zone centrale du réacteur à flux descendant 3, ce qui peut produire un profil parabolique de l’écoulement et loin du flux à écoulement piston, la ou les rangée(s) d’obstacles 11 selon l’invention permet d’homogénéiser l’écoulement du catalyseur sans réduire significativement la section de passage du réacteur à flux descendant 3.

En référence à la figure 3, selon un ou plusieurs modes de réalisation, au moins une partie de la chambre de mélange 2 comprend une pièce d'encombrement centrale 12 (« plug » selon la terminologie anglo-saxonne) disposée sensiblement le long de l’axe central/vertical Z et définissant un orifice annulaire 13 de la chambre de mélange 2, par lequel les particules de catalyseur de déversent et/ou s’écoulent dans la chambre de mélange 2.

Le catalyseur

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

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

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

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

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

La charge

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

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée 6 est une charge légère, caractérisée par une température de fin d’ébullition inférieure de 450°C, souvent inférieure à 400°C, telle qu’une coupe essence ou une coupe gazole, par exemple issue d’une unité de distillation atmosphérique, ou issue d’une unité de conversion, telle qu’une essence ou un gasoil d’une unité d’hydrocraquage, ou une essence ou un gasoil d’une unité de cokéfaction ou une essence ou un gasoil d’une unité d’hydroconversion en lit bouillonnant ou en lit entrainé (telle que les procédés H-Oil, LC-Fining, EST, VCC ou Uniflex), ou une essence ou un gasoil issue d’une unité de FCC, ou un recycle de l’unité de FCC en question, seuls ou en mélange. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, il est également possible de traiter un mélange de coupes légères et lourdes, ou encore un brut complet. Au contact du flux descendant 4 de particules de catalyseur chaud, la charge hydrocarbonée 6 pulvérisée se vaporise et des réactions endothermiques de craquage se produisent le long du réacteur à flux descendant 3 diminuant ainsi la température et produisant : des produits valorisables (e.g. du gaz C1-C4 comprenant des oléfines ; une coupe essence comprenant des aromatiques) ; optionnellement une coupe gasoil léger (« Light Cycle Oil » ou LCO selon la terminologie anglo-saxonne) ; optionnellement une coupe gasoil lourd (« Heavy Cycle Oil » ou HCO selon la terminologie anglo-saxonne) ;

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

Le procédé selon l’invention

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

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

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

Dans la présente demande, le terme « lit fluidisé homogène » signifie un lit fluidisé gaz-solide dont la vitesse de gaz est comprise entre la vitesse minimum de fluidisation et la vitesse minimum de bullage. Ces vitesses dépendent des propriétés du catalyseur solide (densité, taille, forme des grains...). La fraction volumique de solide est comprise entre une valeur proche de 0,45 et la fraction volumique de solide maximale correspondant à un lit fixe, non fluidisé, généralement proche de 0,6. Dans la présente demande, le terme « lit fluidisé bouillonnant » signifie un lit fluidisé gaz-solide dont la vitesse de gaz est comprise entre la vitesse minimum de bullage et la vitesse de transition au régime turbulent. Ces vitesses dépendent des propriétés du catalyseur solide (densité, taille, forme des grains...). La fraction volumique de solide est comprise entre une valeur proche de 0,35 et une valeur proche de 0,45.

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

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

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

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les conditions opératoires de la conduite 1 et du réacteur à flux descendant 3 sont choisies parmi les conditions suivantes : température (de sortie de réacteur) comprise entre 520°C et 750°C et de préférence inférieure à 650°C ; pression totale absolue comprise entre 0,1 MPa et 0,5 MPa ; rapport massique du catalyseur 4 sur la charge hydrocarbonée 6 C/O compris entre 5 (kg/h)/(kg/h) et 35 (kg/h)/(kg/h) et de préférence entre 15 (kg/h)/(kg/h) et 30 (kg/h)/(kg/h) ; temps de contact t _c entre la charge hydrocarbonée 6 et le catalyseur inférieur à 10 secondes, préférablement compris entre 0,5 secondes et 4 secondes ; flux massique de particules de catalyseur compris entre 50 et 850 kg/(m ² s), de préférence entre 400 et 750 kg/(m ² s) ; et vitesse superficielle gaz comprise entre 2 m/s et 26 m/s, de préférence entre 6 m/s et 16 m/s.

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

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

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

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les conditions opératoires du séparateur sont choisies parmi les conditions suivantes : température (de sortie de réacteur) comprise entre 500°C et 750°C, de préférence entre 550°C et 700°C, de manière encore plus préférée entre 580°C et 685°C ; pression totale absolue comprise entre 0,1 MPa et 0,5 MPa et de préférence entre 0,1 MPa et 0,4 MPa et de manière préférée entre 0,1 MPa et 0,3 MPa ; rapport massique du catalyseur sur la charge (charge vaporisée non convertie et produits gazeux) C/O compris entre 5 (kg/h)/(kg/h) et 40 (kg/h)/(kg/h) ; temps de contact t _c entre la charge et le catalyseur compris entre 500 millisecondes (ms) et 10 secondes ; et pression partielle des hydrocarbures dans la charge (PPHcharge) comprise entre 0,01 MPa et 0,3 MPa, de préférence entre 0,02 MPa et 0,2 MPa et de manière préférée entre 0,05 MPa et 0,15 MPa.

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

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les conditions opératoires du strippeur sont choisies parmi les conditions suivantes : temps de séjour du catalyseur dans le strippeur : entre 10 secondes et 180 secondes, préférentiellement entre 30 secondes et 120 secondes ; vitesse superficielle de gaz entre la vitesse minimale de fluidisation et la vitesse de transition au régime turbulent, par exemple entre 0,01 m/s et 0,5 m/s, préférentiellement entre 0,15 m/s et 0,4 m/s ; flux solide entre 25 kg/m ² s et 200 kg/m ² s, préférentiellement entre 50 kg/m ² s et 150 kg/m ² s et de manière préférée entre 50 kg/m ² s et 100 kg/m ² s ; température entre 500°C et 750°C, préférentiellement entre 550°C et 650°C ; pression totale absolue comprise entre 0,1 MPa et 0,5 MPa et de préférence entre 0,1 MPa et 0,4 MPa et de manière préférée entre 0,1 MPa et 0,3 MPa ; fraction volumique solide entre 0,25 et 0,6, préférentiellement entre 0,4 et 0,6.

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

Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les conditions opératoires du régénérateur sont choisies parmi les conditions suivantes : vitesse superficielle de gaz entre 0,1 m/s et 2 m/s, préférentiellement 0,2 m/s et 1 ,5 m/s ; temps de séjour du catalyseur entre 30 secondes et 20 minutes, préférentiellement entre 1 minute et 10 minutes ; température entre 500°C et 840°C, préférentiellement entre 650°C et 750°C.

Exemples

En référence à la figure 3, les écoulements dans un dispositif de référence A et un dispositif selon l’invention B opérant dans les conditions sans réaction ont été comparés afin d’étudier l’hydrodynamique.

Le dispositif de référence A et le dispositif selon l’invention B comprennent : une conduite 1 , composé d’un tronçon cylindrique, d’un cône de rétrécissement et d’un tronçon cylindrique ; une chambre de mélange 2 tronconique (S1/S2 étant inférieur à 1) comprenant une pièce d'encombrement centrale 12 définissant un orifice annulaire 13 ; un réacteur à flux descendant 3 cylindrique présentant une longueur de 4,07 m et un diamètre interne de 0,42 m ; quatre premier injecteurs 5 de charge hydrocarbonée 6 positionnés en contre-courant du flux descendant 3 de particules de catalyseur avec un angle de 30° vers le haut par rapport à la direction horizontale ; et quatre deuxièmes injecteurs 7 de diluant 8 (vapeur d’eau) positionnés en contre-courant du flux descendant 3 de particules de catalyseur avec un angle de 30° vers le haut par rapport à la direction horizontale.

Le dispositif de référence A ne présente aucun obstacle positionné au niveau des parois internes.

Le dispositif selon l’invention présente trois rangées d’obstacles 11 positionnées au niveau de la paroi du réacteur à flux descendant 3. Chaque rangée d’obstacles 11 inclut 8 prismes de section triangulaire isocèle de base de 0,07 m et une hauteur de 0,096 m. Dans cet exemple la base du prisme est perpendiculaire à l’axe vertical Z. Le périmètre occupé par les obstacles 9 d’une rangée d’obstacle 11 est de 46% du périmètre totale du réacteur à flux descendant 3. La section occupée par les obstacles 9 d’une rangée d’obstacle 11 est de 16% de la section du réacteur à flux descendant 3.

La première rangée d’obstacle 11 , la deuxième rangée d’obstacle 11 et la troisième rangée d’obstacles 11 , sont positionnées à une distance de 0,4 m, 0,6 m et 1 ,4 m des premiers injecteurs 5 de charge hydrocarbonée 6, respectivement. Chaque rangée d’obstacle 11 présente une rotation de 22,5° par rapport à la rangée d’obstacle 11 précédente, pour diriger notamment les particules de catalyseur s’écoulant entre deux obstacles 9 vers des zones plus diluées.

Les configurations du dispositif de référence A et du dispositif selon l’invention B ont été simulées en CFD avec l’outil Barracuda© dans les conditions opératoires suivantes : le flux du catalyseur de de 607 kg/m ² s ; le catalyseur présente un diamètre d ₅ o de 73 pm et une densité de grain de 1418 kg/m ³ (i.e., groupe A de la classification de Geldart) ; le débit d’air de 1 ,85 kg/s présente un ratio entre les premiers injecteurs 5 sur les deuxièmes injecteurs 7 de 70/30 ; les premiers injecteurs 5 sont positionnés à 0,2 m au-dessus des deuxièmes injecteurs 7 ; l’angle de rotation entre les premiers injecteurs 5 et les deuxièmes injecteurs 7 est de 45°; la vitesse de gaz en sortie des injecteurs est de 90 m/s pour les premiers injecteurs 5 et 76 m/s pour les deuxièmes injecteurs 7 ; l’écoulement est dans les conditions ambiantes sans réaction ; une pièce d'encombrement centrale 12 est positionné au centre de la chambre de mélange 2.

La figure 4 présente la Fraction Volumique des Particules, notée FVP, pour les deux configurations A et B du dispositif de référence A et du dispositif selon l’invention B, respectivement, sur 13 sections. Les deux premières sections sont respectivement à la hauteur des premiers et deuxièmes injecteurs 5 et 7, et les sections suivantes sont espacées de 0,35 m.

Avantageusement, la distribution radiale du solide tout au long du réacteur à flux descendant 3 est toujours plus homogène pour le dispositif selon l’invention B par rapport au dispositif de référence A. En outre, il est à noter une concentration importante du solide à la proximité de la paroi pour le dispositif de référence A par rapport au dispositif selon l’invention B.

La figure 5 montre les profils radiaux A et B de la fraction volumique des particules FVP, et du Flux Massique des Particules, noté FM P, du dispositif de référence A et du dispositif selon l’invention B de la figure 3, respectivement. Les profils radiaux A et B sont réalisés dans une direction x (perpendiculaire à l’axe vertical Z) à une hauteur de 2,8 m en dessous des premiers injecteurs 5. On peut noter que le dispositif selon l’invention B produit un profil radial B plus homogène avec une distribution meilleure des phases. Le coefficient de variation des valeurs de fraction volumique des particules FVP sur ces profils radiaux A et B est de 15 % pour le dispositif de référence A et de 5 % pour le dispositif selon l’invention B. De façon équivalente, le coefficient de variation des valeurs de flux massique des particules FMP pour les profils A et B est de 16% pour le dispositif de référence A et de 5 % pour le dispositif selon l’invention B, ce qui indique une meilleure dispersion du catalyseur sur la section pour le dispositif selon l’invention B.