On sait que l'industrie pétrolière utilise de façon usuelle des procédés de craquage dans lesquels les molécules d'hydrocarbures à poids moléculaire et à point d'ébullition élevés sont scindés en molécules plus petites à point d'ébullition plus faible.

Dans les procédés de craquage catalytique récents, décrits par exemple dans le brevet EP-A- 291253, la réaction de craquage a lieu dans une enceinte allongée de section sensiblement circulaire, le catalyseur étant admis à la partie inférieure de l'enceinte ainsi que la charge hydrocarbonée préalablement atomisée. La mise en contact de la charge avec le catalyseur chaud permet de vaporiser les hydrocarbures qui entraînent alors le catalyseur vers la partie supérieure de la zone réactionnetie, l'introduction d'un fluide d'entrainement aidant le mouve- ment ascendant. Les produits formés au cours de la réaction ont une gamme de points d'ébullition très large. On distingue généralement les produits formés en fonction de leur température d'ébullition et de leur nature chimique : gaz secs : H2, H2S, molécules possédant 1 ou 2 atomes de carbones GPL (gaz de pétrole liquéfiés) : molécules possédant 3 ou 4 atomes de carbone Essence : molécules ayant au moins 5 atomes de carbone et dont le point d'ébullition est inférieur à 220 °C LCO (light cycle oil) : molécules dont le point d'ébullition est supérieur à 220 °C et inférieur à 360 °C Slurry molécules dont le point d'ébullition est supérieur à 360 °C coke molécules lourdes (généralement polyaromatiques restant adsorbées sur le catalyseur après la réaction).

Les points d'ébullition servant à délimiter les coupes sont donnés à titre indicatif et correspondent aux valeurs standard généralement admises. Néanmoins, ces points de coupe peuvent varier en fonction des besoins des raffineurs, qui, dans certains cas forment de plus des coupes intermédiaires des produits formés.

Les rendements que l'on obtient généralement dépendent naturellement de la qualité des charges traitées. Typiquement, à titre indicatif, les rendements observés (en % poids de la charge) sur les unités sont : gaz sec : 1-5% GPL 10-25 %

Essence 30-55 % LCO 15-25 % Slurry 5-20 % coke 3-10 % Généralement, le coke formé est brûlé dans une ou plusieurs enceintes appelées régénérateurs vers lesquelles le catalyseur circule à sa sortie du réacteur. La chaleur produite par la combustion du coke permet de réchauffer le catalyseur qui est ensuite réintroduit à t'entrée du réacteur et mis en contact avec la charge. Le procédé de craquage catalytique est un procédé adiabatique. La chaleur récupérée par le catalyseur lors de son passage dans la zone de régénération est égale à la chaleur perdue par le catalyseur lors de son passage dans la zone réactionnelle. Cela impose donc à l'opérateur des conditions opératoires non indépendantes les unes des autres. Les conditions opératoires qui affectent le plus rendements et sélectivités pour un réacteur donné sont essentiellement le débit de catalyseur, que l'on rapporte généralement au débit de charge sous I'appellation C/O (C pour Catalyst et O pour Oil). Le domaine habituel d'opération des unités de craquage catalytique est généralement : C/O= 4-8 (C/O= rapport massique du débit de catalyseur sur le débit de charge) T (au sommet du réacteur) =500-550 °C On sait que la conversion augmente avec la température et le C/O. Néanmoins, cette augmentation peut entre autre s'accompagner d'une augmentation significative du rendement coke et des gaz secs avec des technologies classiques. L'augmentation du rendement en coke, par le biais de la balance thermique regénérateur-réacteur et du dimensionnement de l'unité, limite souvent l'opérateur à un domaine de conditions opératoires restreint, et pour un type de charge donnée à une structure de rendements assez figée.

Or, les variations des prix de vente des différents produits peuvent fluctuer en fonction du temps, ce qui peut induire au raffineur la volonté de maximiser certains produits au détriment de certains autres. De plus, l'évolution des spécifications imposées sur les produits dans les différents pays fait que certains produits issus du FCC peuvent ne plus trouver de débouché (par exemple, le LCO étant très aromatique et doté d'un très mauvais indice de cétane, son utilisation dans les carburants du pool gazole pose des problèmes, la teneur en soufre de l'essence lourde (160°C-220°C) rend son utilisation dans le pool des essences délicate dans certains cas). II peut donc tre intéressant donc de minimiser également certaines coupes.

II est connu que la maximisation du propylène, produit à haute valeur ajoutée (molécule comprise dans la coupe GPL), passe par une sévérisation des conditions de réactions (plus haute température, plus fort C/O). Or, cette sévérisation impliquera que, dans le mme temps, les rendements d'autres coupes baissent (LCO et essence).

En travaillant à basse sévérité, on tendra à maximiser le LCO, ce qui peut présenter un intért dans les pays où les distillats moyens sont très demandés sur le marché des combustibles, mais les GPL (dont le propylène) ainsi que l'essence ne seront vraisemblablement pas maximisés.

L'opération de la zone réactionnelle pour une unité conventionnelle n'est donc pas toujours compatible avec la tenue de deux objectifs tels que ces deux exemples non limitatifs : -la maximisation du propylène et du LCO -la minimisation de l'essence lourde, la maximisation de l'essence légère II y a donc intért à trouver des solutions permettant dans une zone réactionnelle d'opérer à la fois à basse sévérité et à haute sévérité, par exemple en utilisant deux zones réactionnelles opérant dans des conditions opératoires différentes.

Les zones réactionnelles généralement utilisées dans la majorité des unités de craquage catalytique actuelles permettent facilement d'opérer dans des conditions de craquage peu sévères (C/O de 4 à 8 et températures en sortie de réacteur de 500 à 550 °C). Le temps de séjour des hydrocarbures dans cette zone réactionnelle, constituée au minimum d'un tube de section sensiblement circulaire et de forme allongée dans lequel les fluides s'écoulent globalement du bas vers le haut appelé communément riser, et d'un système de séparation des vapeurs de craquage et du catalyseur est généralement supérieur à 2s, de l'ordre de 2 à 10s environ. Le temps de séjour des hydrocarbures au contact du catalyseur est souvent lui- mme supérieur à 1 s.

La juxtaposition de deux réacteurs conventionnels pour obtenir deux types de conditions opératoires sur une mme unité de craquage catalytique, tels que décrits par Niccum P. K., Miller R. B., Claude A. and M. A. Silvermann dans « Maxofin : a novel FCC process for maximizing light olefins using a new generation ZSM5 additive)) (1998, NPRA annual meeting, San Francisco, California, USA, 16 march 1998) rend nécessaire l'utilisation d'additifs dans le second riser où la réaction s'effectue dans des conditions plus sévères pour obtenir une sélectivité plus favorable. De plus, les conditions plus sévères dans le second réacteur induisent une augmentation très importante du rendement en coke (plus de 2 % par rapport à la charge). Ce type de système n'est donc pas agencé de manière optimale.

L'art antérieur peut aussi tre illustré par les brevets US-4 424 116 et US 4 606 810 qui décrivent en enchainement en série de deux réacteurs ascendants. Le brevet US 5 039 395 illustre par ailleurs l'arrière plan technologique.

Afin de minimiser une coupe, il est également possible, dans une unité possédant une ou plusieurs enceintes réactionnelles conventionnelles de type riser, de recycler dans le riser les produits dont on veut minimiser la production. Cela présente dans le cas des charges lourdes un avantage important pour la balance thermique des unités : la vaporisation du recycle consomme plus de chaleur et permet donc de produire plus de chaleur dans la zone de régénération et donc de produire plus de coke dans la zone réactionnelle ; de plus, astucieusement disposée en aval par rapport à l'injection de charge fraîche, l'injection du recycle permet de favoriser la vaporisation de la charge fraîche, ce qui, là encore, permet de traiter des charges de plus en plus lourdes (dont les points d'ébullition moyen et final sont plus élevés). Un tel dispositif est décrit par exemple pour le craquage des coupes lourdes dans le brevet FR 2 621 322.

Dans ce type de mise en oeuvre, les produits recyclés ne sont cependant pas exposés à des conditions très sévères et réagissent peu. Le but de ces recycles est plus lié au bilan thermique et à la vaporisation de la charge qu'à la destruction de ces recycles vers des produits plus valorisables.

II est également possible de mettre en oeuvre ces recycles en amont de la charge, pour les exposer à des conditions plus sévères que la charge. Dans ces conditions néanmoins, les produits formés dans les conditions les plus sévères ont le temps de se dégrader au-dessus de l'injection de charge où le temps de séjour au contact du catalyseur est nécessairement assez long (supérieur à 1-2 s) Afin d'opérer dans des conditions opératoires plus sévères, il est préférable de travailler avec des temps de séjour des hydrocarbures dans le réacteur qui sont plus courts. En effet, en augmentant la température, les réactions de dégradation thermique des produits sont de plus en plus prépondérantes. Pour limiter leur impact, il faut limiter le temps de séjour des hydrocarbures dans ces conditions. Plus, le temps de séjour est court et plus il est nécessaire de bien contrôler les mécanismes de mise en contact des hydrocarbures et du catalyseur, ainsi que l'hydrodynamique dans le réacteur. Le réacteur descendant, combiné à un système de mélange approprié, tel que décrit dans le brevet WO/FR98/12279 permet d'optimiser les sélectivités en produits valorisables (LPG, essences) en minimisant les produits non valorisables (augmentation minime du coke par rapport à un réacteur conventionnel, mais dans des conditions de température et de C/O très différentes, diminution de 30 % environ des gaz secs par rapport à une technologie conventionnelle) et de maximiser la conversion, grâce à l'obtention de conditions de sévérité très importante.

II est donc envisageable, pour accroître la flexibilité d'opération des FCC de disposer d'un enchainement d'un réacteur descendant avec un réacteur ascendant. Néanmoins, selon le

brevet EP-B-573316 décrivant ce dispositif, tous les produits exposés dans le réacteur descendant doivent ensuite passer dans le réacteur ascendant. Le temps de séjour des produits formés dans le réacteur descendant est donc allongé par le temps de parcours dans le réacteur ascendant. De plus, il n'est pas suggéré d'opérer ces deux réacteurs dans des conditions opératoires significativement différentes.

L'avantage essentiel de ce type de dispositif est de pouvoir mettre en contact catalyseur et charge de manière optima ! e grâce à l'utilisation initiale d'un réacteur descendant.

La mise en contact des hydrocarbures avec le catalyseur en réacteur descendant lorsqu'elle est effectuée correctement et lorsque le temps de contact entre le catalyseur et les hydrocarbures est limité, permet de minimiser la quantité de coke formé. II en résulte donc une teneur en coke sur le catalyseur beaucoup plus faible que dans un réacteur ascendant équivalent. Combinée à des conditions opératoires adaptées (circulation de catalyseur plus élevée par rapport à une mme quantité de charge), cela peut permettre de réduire la teneur en coke sur le catalyseur de manière très significative, ce qui est particulièrement avantageux pour les charges lourdes, dont le pouvoir cokant est bien connu. De plus on sait que le coke déposé sur le catalyseur tend à désactiver significativement le catalyseur, ce d'autant plus qu'il y a de coke déposé.

Typiquement, dans les réacteurs ascendants conventionnels, la quantité de coke présente sur le catalyseur varie entre 0,7 et 1,5 % poids, en fonction de la charge traitée, du catalyseur, des conditions opératoires et du dimensionnement de l'unité. On sait que dans ces conditions, l'activité résiduelle du catalyseur est faible. II est donc illusoire de vouloir réintroduire ce catalyseur dans une nouvelle enceinte réactionneiie. Par contre, dans le cas d'un réacteur descendant, il est possible de limiter le taux de cokage du catalyseur à des valeurs voisines de 0,2-0,5 % poids dépendant des conditions opératoires, où son activité résiduelle reste importante. Dans ces conditions, le catalyseur issu du réacteur descendant peut avantageusement tre à nouveau introduit dans une enceinte réactionnelle telle qu'un riser, éventuellement mélangé à un flux de catalyseur régénéré (c'est-à-dire directement issu de l'enceinte de régénération). On voit donc bien que ces résultats permettent d'envisager sereinement un enchainement de zones réactionnelles d'abord descendantes, puis ascendantes où le catalyseur issu de la zone réactionnelle descendante serait totalement réintroduit à t'entrée du réacteur ascendant.

L'objet de la présente invention est de remédier à ces lacunes de fart antérieur en proposant un enchaînement de zones réactionnelles distinctes pouvant opérer dans des conditions de température et de C/O très différentes. Plus précisément, l'invention concerne un procédé de craquage catalytique composé d'une zone réactionnelle présentant au moins deux réacteurs, avec dans l'un au moins de ces réacteurs un écoulement des fluides et du catalyseur

globalement descendant (réacteur droppeur) et dans au moins l'un de ces réacteurs un écoulement de fluide et de catalyseur globalement ascendant (réacteur riser), ces réacteurs étant caractérisés par le fait que dans chaque réacteur, des hydrocarbures introduits dans le réacteur sont mis en contact avec du catalyseur chaud qui permet la vaporisation de ces hydrocarbures si ceux-ci sont introduits sous forme liquide, ces hydrocarbures vaporisés réagissant ensuite en présence du catalyseur, ces hydrocarbures ayant réagi sont ensuite séparés du catalyseur par des moyens de séparation (séparateurs inertiels et/ou cyclones) et sortent de la zone réactionnelle pour subir les traitements aval habituels (fractionnement,...).

Les réacteurs sont également caractérisés par le fait que le ou les réacteurs descendants sont suivis d'au moins un réacteur ascendant, tout le catalyseur du ou des réacteur (s) descendant (s) passant alors dans au moins un réacteur ascendant en aval.

Plus particulièrement, l'invention concerne un procédé de craquage catalytique en lit entrain6 ou fluidisé d'une charge d'hydrocarbures dans deux zones réactionnelles, I'une à écoulement descendant de catalyseur, I'autre à écoulement ascendant de catalyseur, le procédé étant caractérisé en ce qu'on introduit une charge et du catalyseur provenant d'au moins une zone de régénération dans la partie supérieure de la zone à écoulement descendant, on fait circuler la charge et le catalyseur dans ladite zone selon un rapport pondéral : catalyseur sur charge C/O : 5 à 20, on sépare les gaz craqués du catalyseur coke provenant de la zone à écoulement descendant dans une première zone de séparation, on récupère les gaz craqués, on introduit le catalyseur coke dans la partie inférieure de la zone à écoulement ascendant, on introduit une charge dans la partie inférieure de ladite zone à écoulement ascendant, on y fait circuler le catalyseur coke et ladite charge selon un rapport pondéral C/O : 4 à 8, on sépare le catalyseur usé de l'effluent produit dans une deuxième zone de séparation, on stripe le catalyseur au moyen d'un gaz de stripage dans une zone de stripage, on récupère l'effluent et les gaz de stripage et on recycle le catalyseur usé dans la zone de régénération où il est régénéré au moins en partie au moyen d'un gaz de régénération.

Les temps de séjour de la charge dans le droppeur et le riser sont respectivement en général de 50 à 650 ms dans le droppeur et de 600 à 3000 ms dans le riser et de préférence 100 à 500 m s dans le droppeur et 1000 à 2500 ms dans le riser. Le temps de séjour est défini comme le rapport du volume de chacune des enceintes réactionnelles (riser ou droppeur), rapportée au débit volumique des effluents gazeux de chaque enceinte dans les conditions de sortie.

Selon une caractéristique du procédé, le catalyseur usé peut tre régénéré dans deux zones de régénération superposées, le catalyseur usé à régénérer est introduit dans une première zone de régénération inférieure, le catalyseur ainsi au moins en partie régénéré étant envoyé dans la

deuxième zone de régénération supérieure et le catalyseur régénéré provenant de la zone de régénération supérieure est introduit dans la zone d'écoulement descendant.

Le rapport catalyseur sur huile (C/O) peut tre avantageusement compris entre 7 et 15 pour le réacteur à écoulement descendant et entre 5 et 7 pour le réacteur à écoulement ascendant.

La température du catalyseur en sortie du droppeur est en général supérieure à celle en sortie du riser. Elle peut tre de 500 °C à 700 °C et avantageusement de 550 °C à 600 °C tandis que celle du catalyseur en sortie de riser peut tre de 500 °C à 550 °C et avantageusement de 515 °C à 530 °C. Ces températures sont étroitement dépendantes des valeurs des rapports respectifs du C/O, le rapport C/O du droppeur étant plus élevé que celui du riser.

Selon une caractéristique du procédé, la charge alimentant chacun des réacteurs peut tre soit une charge fraîche, soit un recycle d'une partie des produits issus d'un fractionnement en aval, ou un mélange des deux.

De manière préférée, on peut introduire une charge fraîche dans le réacteur ascendant et ledit recycle au moins en partie dans le réacteur descendant.

II peut tre avantageux d'introduire la charge du réacteur ascendant au-dessus du point d'introduction du catalyseur coke et du point d'introduction du catalyseur régénéré.

La charge peut tre injectée à co-courant ou à contre-courant dans chacun des deux réacteurs.

Selon une caractéristique du procédé, le débit de charge par exemple de recycle, dans le réacteur descendant peut représenter moins de 50 % en masse du débit de charge à convertir circulant dans le réacteur ascendant.

L'invention concerne aussi le dispositif pour la mise en oeuvre du procédé. II comporte en règle générale un premier réacteur descendant sensiblement vertical ayant une entrée supérieure et une sortie inférieure, un premier moyen d'alimentation en catalyseur régénéré connecté à au moins un régénérateur de catalyseur usé et raccordé à ladite entrée supérieure, un premier moyen d'alimentation en la charge atomisée disposé en dessous des premiers moyens d'alimentation en catalyseur, une première enceinte de séparation du catalyseur d'une phase gazeuse raccordée à la sortie inférieure du premier réacteur descendant et ayant une sortie de la phase gazeuse et une sortie de catalyseur coke, un deuxième réacteur ascendant sensiblement vertical ayant une entrée inférieure et une sortie supérieure, un second moyen d'alimentation en catalyseur étant connecté à la sortie de catalyseur coke de la première enceinte de séparation et à t'entrée inférieure du deuxième réacteur,

un second moyen d'alimentation en une charge située au-dessus de l'entrée inférieure du deuxième réacteur, une deuxième enceinte de séparation de catalyseur usé et d'une seconde phase gazeuse raccordée à ladite sortie supérieure du deuxième réacteur, ladite deuxième enceinte comportant une chambre de stripage de catalyseur et ayant une sortie supérieure d'une phase gazeuse et une sortie inférieure de catalyseur usé, ladite sortie inférieure étant connectée au régénérateur.

L'invention sera mieux comprise au vu des figures suivantes, parmi lesquelles : -la figure 1 montre une description schématique du procédé, l'écoulement du catalyseur étant en trait plein alors que celui des hydrocarbures est en pointillé.

-la figure 2 illustre schématiquement un dispositif comprenant un droppeur, un séparateur intermédiaire et un riser.

La figure 1 ci-jointe est une représentation du procédé dans ces conditions. Le catalyseur régénéré dans une zone de régénération (3) est transporté à t'entrée d'un réacteur globalement descendant par des moyens de transfert (4), soutiré du réacteur descendant par des moyens de transport (5) et introduit dans un réacteur ascendant (2), puis, ayant parcouru le réacteur ascendant, est transporté par une ligne (7) vers la zone de régénération (3). Le réacteur ascendant peut également tre alimenté en catalyseur fraîchement régénéré par des moyens (6) de transport du catalyseur de la zone de régénération vers le bas du réacteur ascendant (2).

La charge alimentant chacun des réacteurs peut tre soit une charge fraîche (ligne (8) pour le réacteur descendant, ligne (9) pour le réacteur ascendant), soit un recycle d'une partie des produits issus du fractionnement en aval (ligne (16) pour le réacteur descendant, ligne (14) pour le réacteur ascendant), soit un mélange des deux. II est possible d'introduire dans chaque réacteur des recycles du fractionnement indépendamment des moyens d'introduction de la charge fraîche (ligne (15) pour le réacteur descendant, ligne (13) pour le réacteur ascendant).

Les effluents gazeux issus de chaque réacteur sont transportés vers une zone de fractionnement (10) des différentes coupes d'hydrocarbures par des conduits (11) pour le réacteur descendant et (12) pour le réacteur ascendant). Sur la figure 1, on a représenté un agencement où le fractionnement est commun aux deux enceintes réactionnelles. Néanmoins, il est également possible que le fractionnement soit indépendant pour chacun des réacteurs, ce qui peut présenter un grand intért si les conditions opératoires des deux zones réactionnelles sont très différentes les unes des autres. En effet, dans ce cas, les structures de rendement très différentes peuvent économiquement justifier l'intért d'un fractionnement des effluents adapté à chacune des enceintes réactionnelles.

II peut tre avantageux de refroidir en aval de la première zone de séparation et de strippage au moins une partie du produit effluent du réacteur descendant, étant donné sa température de

sortie de ce réacteur, par un produit résultant d'un fractionnement aval ou par une partie au moins de l'effluent sortant du réacteur ascendant.

La figure 2 décrit un agencement possible des différents constituants du procédé objet de l'invention. II faut en effet, pour que le catalyseur circule correctement entre les différentes enceintes que les pressions de chacune des enceintes soient compatibles avec les taux de circulation de catalyseur et d'hydrocarbures désirés dans chacune des enceintes. Sur la figure 2, la zone de régénération (3) est constituée de deux enceintes (301) et (302) dans lesquelles le catalyseur est régénéré en lit fluidisé, de I'air étant introduit dans chaque enceinte. Le catalyseur est transporté entre les deux enceintes au moyen d'un lift (303), dans lequel du gaz introduit à la base à une vitesse suffisante permet de transporter le catalyseur entre les deux enceintes. Ce gaz de transport peut tre de I'air. Typiquement, la proportion d'air nécessaire à la régénération est de 30 à 70 % dans l'enceinte (301), de 5 à 20 % dans le lift (303) afin de transporter le catalyseur et de 15 à 40 % dans l'enceinte (302). Des moyens (304), tels qu'une vanne sur solide de type « vanne à bouchon » permettent de contrôler le débit de circulation entre les enceintes (301) et (302). Dans chacune des deux enceintes (301) et (302), les effluents gazeux de combustion sont dépoussiérés grâce à un passage dans des séparateurs (tels que des cyclones, représentés ici schématiquement (306 et 307). La pression dans chaque enceinte (301) et (302) peut tre contrôlée par des vannes situées sur les lignes permettant l'évacuation des effluents de combustion, au moins partiellement dépoussiérées.

Le catalyseur est ensuite transféré vers les zones réactionnelles. Sur la figure 2, on a représenté un enchaînement de deux zones réactionnelles, l'une étant descendante (1), l'autre en aval étant ascendante (2). Dans cet exemple, tout le catalyseur circulant dans le réacteur (2) circule également dans le réacteur (1). Néanmoins, il est dans certains cas intéressant de mélanger, à t'entrée du riser (2), le catalyseur issu de (1) avec du catalyseur provenant directement de l'enceinte de régénération (3). A titre d'exemple, la figure 2 montre comment il est possible de transférer du catalyseur d'une enceinte (302) de régénération vers le réacteur (1). Le catalyseur est soutiré en paroi à travers une ligne inclinée (304) d'un angle compris généralement entre 30 et 70° par rapport à l'horizontale conduisant le catalyseur jusqu'à une enceinte (305) dans laquelle la circulation du catalyseur est ralentie pour permettre d'évacuer d'éventuelles bulles de gaz vers l'enceinte de régénération à travers une ligne d'équilibrage (308). Le catalyseur est ensuite accéléré et descend à travers un tube de transfert (309) jusqu'à t'entrée du réacteur. Durant tout son trajet depuis l'enceinte de régénération, le catalyseur est maintenu dans l'état fluidisé grâce à l'ajout de petites quantités de gaz tout le long du transport.

Si le catalyseur est maintenu ainsi à l'état fluide, cela permet d'obtenir à t'entrée de la zone réactionnelle (1) une pression supérieure à celle des fumées issues des cyclones externes (307). La zone réactionnelle (1) définie comme descendante est généralement constituée de

moyens d'introduction du catalyseur (101), qui peuvent tre une vanne sur solide, un orifice, ou simplement l'ouverture d'un conduit, d'une zone de mise en contact (103) située sous (101) où le catalyseur rencontre à contre-courant par exemple la charge d'hydrocarbures, introduite par des moyens (102), généralement constitués d'atomiseurs où la charge est divisée finement en gouttelettes à I'aide généralement de l'introduction de fluides auxiliaires tels que la vapeur d'eau. Les moyens d'introduction du catalyseur sont situés au-dessus des moyens d'introduction de la charge. Entre la zone de mise en contact (103) et des moyens de séparation des hydrocarbures du catalyseur (105), on peut éventuellement disposer une zone de réaction (104), de forme sensiblement allongée, représentée de manière verticale sur la figure 2 mais cette condition n'est pas exclusive. Le temps de séjour moyen des hydrocarbures dans les zones 103 à 104 sera inférieur à 650 ms, préférentiellement compris entre 50 et 500ms. Les effluents du droppeur sont ensuite séparés dans un séparateur (105) décrit dans la demande FR98/09672 incorporée comme référence où le temps de séjour doit tre limité au maximum. Les effluents gazeux (gaz craqués) du séparateur peuvent alors subir une étape supplémentaire de dépoussiérage à travers des cyclones externes (108) disposés en aval sur une ligne (106). Les effluents gazeux (gaz craqués) sont évacués par une ligne (107). II est également possible de refroidir les effluents gazeux, afin de limiter la dégradation thermique des produits, en injectant par exemple des hydrocarbures liquides dans l'effluent sortant des cyclones (108) par la ligne (107). Le catalyseur séparé dans le séparateur (105) est alors soit réinjecté directement à la base d'un réacteur ascendant (201) à travers un conduit (110), comme il est indiqué sur la figure 2, soit introduit dans un lit fluidisé (111) d'une charge de stripage à travers un conduit ou une ouverture (109). Le catalyseur dans le lit fluidisé (111) subit alors un stripage (contactage avec un gaz léger tel que la vapeur d'eau, I'azote, I'ammoniac, l'hydrogène ou mme des hydrocarbures dont le nombre d'atomes de carbones est inférieur à 3 (par des moyens qui sont bien décrits dans I'art antérieur) avant d'tre transféré vers la zone réactionnelle ascendante (2) à travers le conduit (110). Les effluents gazeux de stripage sont généralement évacués du lit fluidisé (111) à travers les mmes moyens (106) et (108) qui permettent l'évacuation des effluents gazeux de la zone réactionnelle (1) par la ligne (107). Tous les effluents peuvent tre refroidis par des moyens de quench (non représentés) sur les lignes (106) ou (107) La zone réactionnelle (2) est une zone tubulaire sensiblement allongée, dont de nombreux exemples sont décrits dans fart antérieur. Dans l'exemple donné sur la figure 2, la charge d'hydrocarbures est introduite par des moyens (202), généralement constitués d'atomiseurs où la charge est divisée finement en gouttelettes, à I'aide généralement de l'introduction de fluides auxiliaires tels que la vapeur d'eau, introduits à la base du réacteur. Des moyens d'introduction du catalyseur sont situés au-dessous des moyens d'introduction de la charge. Pour que la zone réactionnelle soit considérée comme ascendante, il faut que l'introduction de la charge soit

située au-dessus d'au moins une entrée de catalyseur. Dans le cas de la figure 2, tout le catalyseur provient du réacteur descendant et les moyens d'introduction de la charge sont donc situés au-dessus de la conduite (110). Dans le cas contraire, le réacteur ascendant sera alors alimenté par plusieurs courants de catalyseur, I'un au moins provenant d'un réacteur descendant. II sera alors possible de positionner l'introduction de charge (202) au-dessus d'au moins une alimentation en catalyseur (provenant par exemple de la zone de régénération) et en-dessous d'au moins une alimentation en catalyseur (provenant par exemple d'un réacteur descendant). La réaction s'effectue ensuite dans le réacteur tubulaire ou riser (201). Les effluents du riser sont ensuite séparés dans un séparateur (203) tel que celui décrit sur la figure (2) et dans la demande PCTFR 98/01866 incorporée comme référence. Le catalyseur issu de la séparation (203) est alors introduit dans un lit fluidisé (211) d'une chambre de stripage (212) à travers des conduits ou des ouvertures (204). Le catalyseur dans (211) subit alors un stripage (contactage avec un gaz léger tel que la vapeur d'eau, I'azote, I'ammoniac, l'hydrogène ou mme des hydrocarbures dont le nombre d'atomes de carbones est inférieur à 3 par des moyens qui sont bien décrits dans fart antérieur) avant d'tre transféré vers la zone de régénération (301) à travers des conduits (7). Les effluents gazeux réactionnels séparés dans (203) sont évacués à travers un conduit (205) vers un séparateur secondaire (207) tel qu'un cyclone avant d'tre dirigés vers la section de fractionnement (10) par un conduit (206). Les effluents gazeux de stripage sont généralement évacués du lit fluidisé (211) à travers les mmes moyens (206) qui permettent l'évacuation des effluents gazeux de la zone réactionnelle (2).

Le catalyseur coke est soutiré de la chambre de stripage (212) et recyclé dans la première enceinte de régénération (301), située sous l'enceinte 302 de régénération.

En disposant astucieusement les enceintes les unes par rapport aux autres, il est possible de faire fonctionner le procédé correctement tout en maintenant les effluents dans la ligne (106) et dans la ligne (206) à la mme pression imposée en aval de la colonne de fractionnement, sans disposer de vanne de contrôle de pression différentielle des lignes (106) et (206).

A titre d'exemple et pour illustrer l'intért de l'invention, on a comparé les résultats obtenus par une unité industrielle munie d'un réacteur ascendant classique (cas A) traitant une charge lourde et équipée d'un système de double régénération tel que décrit sur la figure 2 avec les résultats que l'on obtiendrait en insérant un réacteur descendant en amont de ce réacteur dans deux cas. Dans le premier cas (cas B), on a considéré un enchaînement de deux zones réactionnelles sans séparation des vapeurs d'hydrocarbures en sortie du réacteur descendant.

II est alors nécessaire d'injecter toute la charge fraîche à t'entrée du réacteur descendant. Dans le deuxième cas (cas C), le réacteur descendant est alimenté par la coupe LCO produite par le

réacteur ascendant avec séparation des vapeurs d'hydrocarbures en sortie du réacteur descendant tandis que le réacteur ascendant est alimenté par la charge fraîche. Cela permet de découper totalement les conditions opératoires de ces deux réacteurs, et comme on le voit dans la structure de rendements globale réacteur descendant + réacteur ascendant rapportée à la charge fraiche, d'obtenir une minimisation du rendement LCO au profit de l'essence et des LPG, beaucoup plus avantageuse que dans le cas d'un enchaînement tel que celui du cas B.

Ce changement de sélectivités se fait avec une légère augmentation de la production de gaz secs et de coke, minimisée toutefois grâce à l'emploi de la technologie du réacteur descendant à court temps de séjour.

On voit par ailleurs que le taux de recycle selon le cas C est substantiellement diminué pour maintenir une température de sortie du catalyseur et d'effluents du riser à une valeur comparable. cas A cas B Cas C CU (charge unité) FCC kg/s 45, 48 45, 48 45,48 C/O RA (-) 5, 39 5, 39 T sortie RA °C 513 513 513 Recycle d'hydrocarbures RA % charge 30, 00 30, 00 13,00 T charge fraîche RA °C 178, 2 178,2 T recycle RA c 175, 4 175, 4 175,4 proportion (air reg1)/ (airtotal) % 70,25 70, 25 70,25 T REG1 °C 696 679 704 T REG2 °C 775 743 787 Air utilisé pour la régénération t/h 165 171, 4 174 C/O RD-7 7 T sortie RD °C 618 550 TchargeRD °C-178, 2 150 rendements gazsec % CUFCC 4, 37 3, 90 4, 65 Propane % CUFCC 1, 49 1, 42 1, 63 propylène % CUFCC 4, 25 4, 22 4, 68 CoupeC4 % CUFCC 9, 61 9, 94 10,33 Essence % CUFCC 41, 34 42, 96 46,49 LCO % CUFCC 14, 30 13, 94 6. 72 Slurry % CUFCC 16, 59 15, 26 17,02 Coke % CUFCC 8, 06 8, 36 8, 49

Dans l'exemple, les notations suivantes ont été adoptées.

On note RA = réacteur ascendant RD = réacteur descendant REG1 : première enceinte de régénération REG2 : deuxième enceinte de régénération CUFCC : charge fraiche totale à t'entrée de l'unité de FCC.

C/O (catalyseur sur huile) Les propriétés de la charge d'hydrocarbures considérées sont : densité : d15 =0,934 teneur en soufre : % S = 0,5 Carbone Conradson : 5,6